FR 3021044 A1 20151120 FR 1454349 A 20140515 La présente invention concerne un procédé de traitement d'un mélange en vue de la séparation de dioxyde de carbone (002) et d'hydrogène (H2) de ce mélange. Actuellement, une des principales techniques utilisées dans le cadre de la production d'hydrogène est le reformage à la vapeur d'hydrocarbures, dont notamment le méthane (SMR acronyme de Steam Methane Reforming). D'autres techniques telles que le reformage auto-thermique (ATR acronyme de Auto-Thermal reforming) et l'oxydation partielle catalytique ou non catalytique (PDX acronyme de Partial Oxydation) peuvent également être utilisées selon le type de matière première à traiter. Par la réaction de reformage, les hydrocarbures sont transformés en un mélange gazeux comprenant de l'hydrogène (H2) et du monoxyde de carbone (CO) selon les réactions suivantes C,1-1, + nH20 + chauffage nC0 + (n+m/2)H2 ou C,1-1, + n/202 nC0 + (m/2)H2 en fonction de la technique utilisée. Le mélange gazeux ainsi produit est ensuite couramment envoyé dans un réacteur de shift (Water gas shift reactor) afin de produire d'avantage de H2 et de convertir le CO en CO2 par la réaction exothermique suivante : CO + H20 CO2 + H2 Le gaz ainsi obtenu riche en CO2 et H2 est ensuite généralement envoyé dans un module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène appelé PSA H2 (PSA étant l'acronyme de Pressure Swing Adsorption) qui permet de produire de l'hydrogène à haute pureté (de 99% à 99.9999 mole%). Le résiduaire du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène (également appelé off-gas du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène ou off-gas du PSA) contient quant à lui tout le 002, la très grande majorité du 0H4 et du CO non convertis, de l'azote (N2), de l'argon (Ar) et de l'hydrogène dont la quantité dépend du rendement du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène. Le plus couramment, le gaz résiduaire, y compris le CO2 qu'il contient, est utilisé comme combustible dans les bruleurs du four de reformage. La chaleur est utilisée dans le cadre d'une intégration thermique de l'unité globale et/ou pour exporter de la vapeur. Le gaz résiduaire est ensuite rejeté dans l'air. Dans le cadre de la réduction des émissions de CO2 dans l'atmosphère, des solutions ont été développées pour permettre de récupérer la plus grande quantité possible de CO2 dans des mélanges gazeux tels que des gaz résiduaires. Il est par exemple connu de traiter le gaz résiduaire du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène pour en extraire du 002. Le document EP 0 341 879 décrit par exemple un traitement du résiduaire du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène au moyen d'un module d'adsorption avec variation de pression pour dioxyde de carbone (PSA 002) et d'une partie cryogénique. Le document VVO 2006/054008 traite, quant à lui, le résiduaire du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène au moyen d'une étape cryogénique et de membranes. Ce procédé permet de produire un courant de CO2 pur, un courant d'incondensables et un courant riche en H2. Il est également possible de traiter le mélange gazeux obtenu par une seconde réaction de shift en amont du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène. Ainsi, le document FR 2 939 785 décrit l'utilisation d'un module d'adsorption avec variation de pression pour CO2 et d'une étape cryogénique produisant un courant de CO2 pur et un courant riche en H2 traité par la suite dans le module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène. Ces différentes méthodes de récupération du CO2 sont complexes et nécessitent des installations coûteuses avec notamment plusieurs modules d'adsorption avec variation de pression II existe donc un besoin pour un procédé et/ou une installation permettant la séparation et la récupération du CO2 et de l'H2 d'un mélange. La présente invention apporte une solution à ce besoin, qui est simple, efficace et économique. L'invention propose à cet effet un procédé de traitement d'un mélange en vue de la séparation de dioxyde de carbone et d'hydrogène de ce mélange, dans lequel : i) le mélange est refroidi et partiellement condensé, un premier liquide est séparé du mélange dans un premier séparateur de phases, ii) un gaz issu ou dérivé d'un gaz issu du premier séparateur de phases est traité dans un module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène pour produire un gaz riche en hydrogène et un gaz résiduaire appauvri en hydrogène, et iii) ledit gaz résiduaire appauvri en hydrogène ou un gaz dérivé dudit gaz appauvri en hydrogène est refroidi et partiellement condensé, un second liquide est séparé du gaz restant dans un deuxième séparateur de phases, distinct du premier séparateur de phases, le premier et/ou le second liquide ou un liquide dérivé du premier et/ou du second liquide issu du premier séparateur de phases et/ou du deuxième séparateur de phases étant riche en dioxyde de carbone. Dans la présente demande, on entend par gaz ou liquide « issu » d'une étape ou d'un élément, un gaz ou un liquide qui est généré directement par cette étape ou qui provient directement d'un élément. A contrario, un gaz ou liquide « dérivé » est un gaz ou un liquide qui peut, après ladite étape ou ledit élément, avoir été soumis à au moins une étape complémentaire ou traité par au moins un élément complémentaire. Par ailleurs, « riche en » signifie comprenant au moins 50% de la substance concernée, de préférence au moins 60%, voire 70%, voire 80%, et de façon optimisée au moins 90%, voire 95%, ou encore 99%. « Pauvre en » signifie comprenant au plus 50% de la substance concernée, de préférence au plus 40%, voire 30%, voire 20%, et de façon optimisée au plus 10%, voire 5%, ou encore 1%. Un gaz, un liquide, un mélange, un courant, un flux, une fraction, un perméat, un résidu peuvent être riche ou pauvre en une substance. La présente invention permet la séparation et la récupération de CO2 au moyen de deux étapes de condensation partielle cryogéniques et de séparation qui sont appliquées respectivement au mélange alimentant le module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène et au gaz résiduaire sortant du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène. L'invention permet ainsi d'obtenir un gaz riche en H2 (produit par le module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène) et au moins un liquide riche en 002, ce qui évite de rejeter ce CO2 dans l'air. La réduction de la teneur en CO2 du mélange entrant dans le module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène permet également de diminuer la taille de celui-ci et d'améliorer son rendement. Le mot « cryogénique » est utilisé dans ce texte dans un sens large, englobant toute température inférieure à -10°C, voire inférieure à -40°C. Un module d'adsorption avec variation de pression (appelé aussi PSA pour Pressure Swing Adsorption) est une technologie utilisée pour séparer différents gaz d'un mélange sous pression à des températures proches de la température ambiante, en fonction de leurs caractéristiques moléculaires et de leur affinité pour un matériau adsorbant. Les matériaux adsorbants (par exemple, les zéolithes) sont utilisés comme tamis moléculaire adsorbant préférentiellement les gaz cibles. Une fois les gaz cibles adsorbés à haute pression, le système est mis sous basse pression pour la désorption des gaz adsorbés et leur relargage. Un module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène (PSA H2) est un module d'adsorption avec variation de pression qui permet de séparer l'hydrogène du reste des constituants d'un mélange gazeux. De façon avantageuse, les condensations partielles aux étapes i) et iii) sont réalisées dans une même unité cryogénique, voire dans un même échangeur de chaleur, dit échangeur principal. Un tel procédé permet d'optimiser la récupération en CO2 et de diminuer les coûts énergétiques. Une unité cryogénique peut comprendre au moins un échangeur de chaleur de type multi-fluides et au moins un séparateur de phases. L'échangeur peut être un échangeur brasé en aluminium du type BAHX, par exemple. En variante, l'unité cryogénique peut comprendre deux échangeurs de chaleur qui sont chacun utilisés pour mettre en oeuvre l'une des étapes de condensation précitées. Les échangeurs sont alors de préférence couplés pour diminuer le coût énergétique. De façon avantageuse, la condensation partielle du mélange ou du gaz, aux étapes i) et iii), a lieu dans des conditions proches du point triple du CO2 (5,2 bars à -56,6 °C) pour que le flux riche en CO2 soit généré sous forme liquide et puisse être séparé des composants restants sous forme gazeuse dits incondensables, tels que 0H4, CO, N2, Ar, H2. Le mélange ou le gaz peut être partiellement condensé à l'étape i) ou iii) à une température inférieure à -20°C et plus particulièrement inférieure à -40°C. Dans un mode de réalisation de l'invention, l'étape i) comprend les sous-étapes suivantes : - une première condensation partielle dudit mélange à une température inférieure à - 20°C, et plus particulièrement proche de -40 °C environ, - une séparation du liquide du reste du mélange dans un séparateur de phases, - une deuxième condensation partielle dudit reste du mélange à une température inférieure à -40°C et plus particulièrement de -50 °C environ, - une séparation du liquide du gaz restant dans un autre séparateur de phases, le liquide ou un liquide dérivé du liquide issu d'au moins l'un des séparateurs de phases étant riche en dioxyde de carbone. Ce mode de réalisation permet de réduire la consommation de froid du procédé en ne refroidissant le courant total entrant dans l'échangeur que jusqu'à une température intermédiaire et en ne refroidissant jusqu'à une température très basse qu'un débit réduit constitué uniquement de la phase non condensée à la température intermédiaire. Le condensat qui se serait déjà formé à une température intermédiaire (de l'ordre de -20 à - 40°C) n'est ainsi pas refroidi inutilement à très basse température. Ce mode de réalisation permet également de produire, dès le premier séparateur de phases, un courant plus concentré en CO2 qu'en sortie du deuxième séparateur de phases. En effet, le CO2 se condense très facilement par rapport aux autres constituants du mélange et sa condensation à une température plus chaude permet de le condenser en moins grande quantité mais plus pur qu'a une température plus froide où d'autres constituants seraient également condensés. Le procédé selon l'invention peut comprendre, avant l'étape i), une étape préliminaire de génération d'un mélange riche en CO et H2. Il peut s'agir, par exemple d'une oxydation partielle catalytique ou non catalytique (PDX) ou une étape de reformage à la vapeur d'hydrocarbures (SMR) ou une étape de reformage auto-thermique (ATR) combinée ou pas à un ou plusieurs réacteurs de shift. L'oxydation partielle (PDX) survient quand un mélange air-carburant en quantité sous-stoechiométrique est partiellement brûlé dans une unité de reformage créant ainsi un gaz de synthèse riche en hydrogène selon la réaction chimique : C'H,' + n/202 nC0 + (m/2)H2. Le reformage à la vapeur d'hydrocarbures, notamment à la vapeur de méthane (SMR) est largement utilisé dans l'industrie pour fabriquer de l'hydrogène à partir d'hydrocarbures comme le gaz naturel. Le méthane (ou des hydrocarbures légers comme le biogaz ou des matières premières de raffinerie) est mélangé à de la vapeur d'eau puis injecté dans des tubes remplis de catalyseurs (généralement au nickel) et portés à très haute température pour produire de l'hydrogène selon la réaction C,1-1, + nH20 + chauffage nC0 + (n+m/2)H2. Le reformage auto-thermique (ATR) est une méthode combinant les deux méthodes précédentes. Elle consiste à utiliser l'énergie libérée par la réaction exothermique d'oxydation des hydrocarbures pour favoriser la réaction de reformage du méthane en présence d'eau. Les réactions ont lieu dans une enceinte unique. Le mélange riche en CO et H2 peut ensuite être traité dans un réacteur de shift pour donner un mélange enrichi en CO2 et H2. Cet enrichissement se fait par la réaction de shift (ou réaction de water-gas shift (VVGS)), dans laquelle le CO réagit avec de l'eau pour former 15 du CO2 et du H2 CO + H2O-002 + H2. Le gaz de synthèse ainsi obtenu peut ensuite être comprimé et/ou déshydraté. Selon un mode de réalisation de l'invention, le liquide ou un liquide dérivé du liquide issu d'au moins l'un des séparateurs de phases est distillé pour fournir une fraction riche en CO2 et une fraction appauvrie en 002. 20 Cette étape de distillation permet de produire une fraction riche en CO2 avec une haute pureté (de l'ordre du ppm en méthane par exemple). Elle peut être mise en oeuvre au moyen d'une colonne de distillation, qui permet d'éliminer les composés tels que le méthane, le monoxyde de carbone, l'azote, l'argon et/ou l'hydrogène. La fraction appauvrie en CO2 peut être recyclée en la mélangeant audit mélange, avant l'étape i), en amont du premier 25 séparateur de phases, ou en la mélangeant audit gaz appauvri en H2, entre les étapes ii) et iii), en amont du deuxième séparateur de phases. En effet, ladite fraction contient une quantité non négligeable de CO2 qui peut être recyclée à différents niveaux du procédé pour maintenir un rendement de récupération élevé en 002. Dans la présente demande, on entend par « recycler », « recyclé » ou « recyclage » : 30 la réinjection dans le circuit du procédé de traitement d'un liquide ou d'un gaz (qui pourrait être considéré comme un courant résiduaire) pour récupérer du CO2 et/ou de l'H2 de ce liquide ou gaz, qui peut être présent en quantité non négligeable. Dans un autre mode de réalisation de l'invention, ledit gaz restant issu du deuxième séparateur de phases est filtré par au moins un système membranaire. 35 Les systèmes membranaires sont de préférence constitués de membranes de perméation. La perméation est la pénétration d'un constituant à travers une couche mince de matière. Elle est directement liée au gradient de concentration du constituant, la perméabilité intrinsèque du matériau, et son coefficient de diffusion. La perméation est modélisée par exemple par les équations des lois de la diffusion de Fick, et peut être mesurée en utilisant des outils tels qu'un permeamètre. On choisira des membranes dans lesquelles le CO2 et l'H2 ont une importante perméance et sélectivité. L'utilisation de systèmes membranaires permet de récupérer une quantité non négligeable de CO2 et de H2 encore contenue dans le gaz restant à la sortie du deuxième séparateur de phases. Il est ainsi possible d'atteindre des rendements de récupération de CO2 très élevés (de plus de 95% par exemple) tout en augmentant le rendement de production en H2. De façon avantageuse, ledit gaz restant issu du deuxième séparateur de phases (étape iii)) est traité dans un premier système membranaire conduisant à l'obtention d'un perméat riche en H2 et d'un résidu riche en 002. Ledit perméat riche en H2 peut être recyclé en le mélangeant audit mélange, avant l'étape i), ou audit gaz issu ou dérivé d'un gaz issu du premier séparateur de phases, entre les étapes i) et ii), en amont du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène et/ou entrée du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène. Le rendement de production de H2 est ainsi amélioré. En fonction de la pression dudit perméat, celui-ci peut éventuellement être comprimé avant d'être recyclé. Ledit résidu riche en CO2 est avantageusement traité dans un second système membranaire conduisant à l'obtention d'un perméat riche en CO2 et d'un résidu riche en 0H4, CO, N2 et Ar et pauvre en H2 et 002. Ledit perméat riche en CO2 peut être recyclé en le mélangeant au gaz appauvri en H2, entre les étapes ii) et iii), en amont du deuxième séparateur de phases de l'étape iii). En fonction de la pression dudit perméat, celui-ci peut éventuellement être comprimé avant d'être recyclé. L'invention concerne aussi une installation pour la mise en oeuvre du procédé tel que décrit précédemment, caractérisé en ce qu'elle comprend : - un module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène, et - une unité cryogénique comportant un premier et un second séparateurs de phases et un échangeur de chaleur comportant un premier circuit de refroidissement dont une entrée est configurée pour être reliée à une source dudit mélange, et dont une sortie est reliée au premier séparateur de phases dont une sortie de gaz est reliée à l'entrée du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène, le module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène comportant une sortie de gaz appauvri en hydrogène qui est reliée à une entrée d'un second circuit de refroidissement de l'échangeur de chaleur ou d'un autre échangeur de chaleur de l'unité cryogénique, une sortie de ce second circuit de refroidissement étant reliée au deuxième séparateur de phases. L'échangeur de chaleur comportant le premier et/ou le second circuit de refroidissement peut comprendre un circuit de chauffage dont une entrée est reliée à la sortie de gaz du premier séparateur de phases et dont la sortie est reliée à l'entrée du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène. L'installation peut également comporter au moins un élément parmi : - une unité de reformage, - un réacteur de shift, - une unité de séchage, - une colonne de distillation, - au moins un système membranaire, - au moins un compresseur, - au moins un détendeur - au moins une vanne, - au moins une pompe. L'invention sera mieux comprise, et d'autres buts, détails, caractéristiques et avantages de celle-ci apparaîtront plus clairement au cours de la description explicative détaillée qui va suivre, de plusieurs modes de réalisation de l'invention donnés à titre d'exemples purement illustratifs et non limitatifs, en référence aux dessins schématiques annexés. Sur ces dessins : - la figure 1 illustre schématiquement une installation de mise en oeuvre d'un procédé de traitement selon l'invention ; et - les figures 2 à 6 représentent schématiquement des variantes de réalisation de l'installation de mise en oeuvre du procédé selon l'invention. La figure 1 montre une installation de mise en oeuvre des étapes élémentaires du procédé selon l'invention, pour traiter un mélange 1 en vue de la séparation de dioxyde de carbone (002) et d'hydrogène (H2) de ce mélange. L'installation de la figure 1 comporte ainsi : - une source A du mélange 1, - un module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène (PSA H2) B, et - une unité cryogénique C comportant un ou deux échangeurs de chaleur D1 et D2 et un premier et un second séparateurs de phases El et E2. Dans l'unité cryogénique, tous les éléments illustrés n'opèrent pas à des températures cryogéniques. Seulement la partie basse température de l'échangeur et les deux séparateur de phases, ainsi que les conduites les rejoignant opèrent à des températures inférieures à -10°C. Pour plus de clarté, nous utiliserons dans la suite de la description le terme PSA H2 pour désigner un module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène. Dans le cas préféré où l'unité cryogénique C comprend un seul échangeur de chaleur, dit échangeur principal D, celui-ci comprenant plusieurs circuits parmi lesquels : - un premier circuit de refroidissement Fi dont l'entrée Fil est configurée pour être reliée à la source A dudit mélange 1 et la sortie F12 est reliée à l'entrée El 1 du premier séparateur de phases El, - un second circuit de refroidissement F2 dont l'entrée F21 est reliée à la sortie B2 de gaz 2 appauvri en hydrogène du PSA H2 B et la sortie F22 est reliée à l'entrée E21 du deuxième séparateur de phases E2, et - un circuit de chauffage F3, dont l'entrée F31 est reliée à la sortie de gaz 3 du premier séparateur de phases El et la sortie F32 est reliée à l'entrée B1 du PSA H2 B. Dans le cas où l'unité cryogénique C comprend deux échangeurs indépendants D1 et D2, comme cela est schématiquement représenté par des traits pointillés parallèles en figure 1, deux options sont envisageables : le premier échangeur D1 comprend le circuit Fi et éventuellement le circuit F3, et le second échangeur D2 comprend le circuit F2 et éventuellement le circuit F3 (si ce dernier ne fait pas partie du premier échangeur D1). Le procédé selon l'invention comprend trois étapes successives i), ii) et iii) : i) le mélange 1 est partiellement condensé et un premier liquide 4 obtenu est séparé du reste (gaz 3) du mélange dans le premier séparateur de phases El, ii) le gaz 3 est traité dans le PSA H2 B pour produire un gaz 5 riche en H2 et un gaz 2 appauvri en H2, et iii) le gaz 2 appauvri en H2 est partiellement condensé et un second liquide 7 obtenu est séparé du gaz restant 8 dans le deuxième séparateur de phases E2. Dans la première étape i), le mélange 1 circule dans le circuit de refroidissement Fi et est donc refroidi, par exemple à une température très basse (environ -50°C), pour condenser le CO2 présent dans le mélange 1. Comme expliqué dans ce qui précède, la condensation du CO2 est obtenue en appliquant au mélange 1 des conditions proches du point triple du CO2 (5,2 bars à -56,6 °C) pour que le CO2 passe sous forme liquide et puisse être séparé des gaz restants comportant des incondensables, tels que CH4, CO, N2, Ar, H2. Le premier liquide 4 issu du premier séparateur de phases El est ainsi riche en CO2 (de l'ordre de 95% à 99%), tandis que le gaz 3 sortant de ce séparateur El contient la quasi-totalité du H2, une très grande quantité des molécules les plus volatiles (CH4, CO, N2, Ar), et encore une quantité non négligeable de CO2. Entre les étapes i) et ii), le gaz 3 circule dans le circuit de chauffage F3 afin qu'il échange de la chaleur avec les fluides circulant dans les autres circuits Fi, F2. Etant donné que le gaz 3 est très froid, il absorbera de la chaleur et libérera du froid en circulant dans le circuit F3, et sortira de ce circuit avec une température supérieure à sa température d'entrée, ce qui explique pourquoi ce circuit D3 est appelé circuit de chauffage. Dans l'étape ii), le PSA H2 B permet de séparer l'hydrogène du reste des constituants du gaz 3 sortant du circuit F3, avec un rendement compris entre 75% et 95%. La pureté de l'hydrogène produit (gaz 5) est alors supérieure à 99% molaire. Le gaz 2 appauvri en H2 produit par le PSA H2 B contient quant à lui la quasi-totalité du CO2 présent dans le gaz entrant dans le PSA H2 B, les autres constituants (0H4, CO, N2, Ar) et notamment une quantité non négligeable de H2 résultant du rendement non total du PSA H2 B. Dans la troisième étape iii), le gaz 2 circule dans le circuit de refroidissement Fi et est donc refroidi, par exemple à une température très basse (environ -50°C), pour condenser le CO2 présent dans ce gaz 2, dans les mêmes conditions que celles exposées ci-dessus (proches du point triple du 002). Le second liquide 7 issu du second séparateur de phases E2 est ainsi riche en 002, tandis que le gaz 8 sortant de ce séparateur E2 contient la quasi-totalité des incondensables (0H4, CO, N2, Ar) et une quantité non négligeable de H2 et 002. Les liquides 4 et 7 issus des séparateurs de phases El et E2 sont riches en 002. Un tel procédé permet d'atteindre un rendement global de récupération du CO2 de plus de 90%. La figure 2 montre une variante de réalisation de l'installation de mise en oeuvre du procédé selon l'invention, dans laquelle le mélange 1 à traiter est un gaz de synthèse. Dans cette variante, la source A de mélange 1 comprend : - une unité de reformage G, - un réacteur de shift H, - une unité de séchage 1, - et éventuellement un compresseur J1. L'unité de reformage G permet de générer par un procédé ATR, SMR ou PDX un mélange 10 riche en CO et en H2. La sortie G2 de l'unité de reformage G est reliée à l'entrée H1 du réacteur de shift H qui transforme le mélange 10 en un mélange gazeux 11 enrichi en CO2 et H2. La sortie H2 du réacteur de shift H est reliée à l'entrée 11 de l'unité de séchage 1, par l'intermédiaire éventuellement du compresseur J1, pour produire un gaz de synthèse correspondant au mélange 1. La technologie utilisée pour la réaction de shift (H) peut être un shift à haute température (High Temperature Shift en anglais) ou un shift à haute puis basse température (High Temperature Shift + Low Temperature Shift en anglais) ou un shift isotherme (lsothermal Shift en anglais) ou un shift isotherme puis basse température (lsothermal Shift+ Low Temperature Shift en anglais). La technologie du shift isotherme peut être préférée car elle permet un taux de conversion plus élevé. Dans cette technologie, le gaz de reformage passe à travers des tubes remplis de catalyseur immergé dans de l'eau. La chaleur du gaz reformé est réutilisée pour produire la vapeur nécessaire à la réaction. L'unité de séchage I, permet de déshydrater le mélange gazeux 11, par dessiccation par exemple. De façon avantageuse, il s'agit de la seule étape de séchage. Le fait de placer cette étape à haute pression avant l'étape i) précitée permet de maximiser l'efficacité du séchage et d'augmenter le rendement du PSA H2 B à l'étape ii). Selon la pression à laquelle a eu lieu l'étape de génération du mélange 10, une étape de compression du mélange gazeux 11 peut éventuellement être ajoutée avant l'étape de séchage dans l'unité I. Le positionnement de cette éventuelle compression par rapport à l'étape de séchage peut résulter d'un optimum entre le fait d'adsorber l'humidité à une pression élevée et le coût des bouteilles d'adsorption à une telle pression. Le mélange 1 ainsi obtenu est principalement constitué d'H2, de CO et de 002. Dans la variante de la figure 2, l'unité cryogénique C comprend un unique échangeur de chaleur multi-fluide, dit échangeur principal D. Celui-ci comprend les premier et second circuits de refroidissement Fi et F2 et le circuit de chauffage F3 décrits précédemment. Il comprend également un second circuit de chauffage F4 dont l'entrée F41 est reliée à la sortie de gaz restant 8 du second séparateur de phases E2 et la sortie F42 fournit un gaz 12 contenant la quasi-totalité des incondensables (0H4, CO, N2, Ar) et éventuellement une quantité non négligeable de H2 et 002. Le passage du gaz 8 dans le circuit F4 de l'échangeur permet au gaz 8 d'absorber de la chaleur et de libérer du froid, qui ainsi récupéré pour la condensation aux étapes i) et iii). L'installation comprend également un compresseur J2 dont l'entrée J21 est reliée à la sortie B2 du PSA H2 B et la sortie J22 est reliée à l'entrée F21 du second circuit de refroidissement F2. Ce compresseur J2 permet de comprimer le gaz 2 appauvri en hydrogène produit par le PSA H2 B, qui est à basse pression (de l'ordre de 1,0 à 5.0 bars), jusqu'à une pression élevée (par exemple du même ordre de grandeur que celle du mélange 1 entrant dans l'échangeur principal D). Dans l'exemple représenté, l'installation comprend en outre un troisième circuit de chauffage F5, des détendeurs K, des vannes L et un compresseur M. Le circuit de chauffage F5 comprend plusieurs entrées F51 (ici, quatre entrées F51 sont représentées) reliées aux sorties E12 et E22 des deux séparateurs de phases El et E2, par l'intermédiaire de vannes L et de détendeurs K, et plusieurs sorties F52 (ici, quatre sorties F52 sont représentées) reliées au compresseur M. Les liquides 4 et 7 sortant des deux séparateurs de phases El et E2 sont mélangés puis détendus à différents niveaux de pression et réchauffés dans les circuits F5 en libérant du froid par vaporisation, puis sortent de ces circuits pour produire un courant 13 de CO2 purifié. Avant détente, les liquides 4, 7 peuvent être sous-refroidis à travers l'échangeur principal D (étape non représentée sur la figure) afin notamment de limiter le flash lors des détentes dites « BP » et « HP » et ainsi de limiter la perte de froid engendrée par ces flashs. Le compresseur M peut être associé à une pompe pour délivrer un courant 14 de CO2 purifié à une pression prédéterminée. La figure 3 montre une autre variante de réalisation de l'installation de mise en oeuvre du procédé selon l'invention, qui diffère de la précédente variante de la figure 2, essentiellement par le fait que le premier circuit de refroidissement Fi et le premier séparateur de phases El sont remplacés par deux circuits de refroidissement Fia, Fl b et deux séparateurs de phases Ela, El b. Cette installation permet de refroidir le mélange 1 en deux étapes et ainsi de réduire la consommation en froid de l'installation. Ainsi, l'échangeur de chaleur D de l'unité cryogénique C de l'installation de la figure 3 comprend plusieurs circuits: - un premier circuit de refroidissement Fia configuré pour refroidir le mélange 1 à une température inférieure à -20°C par exemple, - un circuit intermédiaire de refroidissement Fl b configuré pour refroidir à une température inférieure à -40°C par exemple, - un second circuit de refroidissement F2, et - des circuits de chauffage F3, F5. Le second circuit de refroidissement F2 et les circuits de chauffage F3, F5 sont identiques à ceux de la variante de l'installation décrite précédemment en référence à la figure 2. Le premier circuit de refroidissement Fia comprend une entrée Fiai configurée pour être reliée à la source A dudit mélange 1 et une sortie Fla2 reliée à l'entrée Elal d'un séparateur de phases Ela. Le circuit intermédiaire de refroidissement Flb comprend une entrée Flbl reliée à la sortie El a2 de gaz 3a de ce séparateur de phases Ela et une sortie Fi b2 reliée à l'entrée El bl d'un autre séparateur de phases El b. Comme décrit dans ce qui précède, le gaz 3b sortant du séparateur de phases El b alimente le circuit de chauffage F3. Dans cette variante, le procédé mis en oeuvre comprend, à l'étape i) de condensation et de séparation, les sous-étapes suivantes : - une première condensation partielle du mélange 1 à une température inférieure à - 20°C, et plus particulièrement de -40 °C environ, - une séparation du liquide 4a du reste du mélange 3a dans le séparateur de phases Ela, - une deuxième condensation partielle du reste du mélange 3a à une température inférieure à -40°C, et plus particulièrement de -50 °C environ, et - une séparation du liquide 4b du gaz restant 3b dans l'autre séparateur de phases El b. Les liquides 4a et 4b issus des séparateurs de phases Ela et El b sont riches en CO2 et sont ici mélangés au liquide 7 provenant du séparateur de phases E2, avant d'être détendus et vaporisés, comme expliqué dans ce qui précède. La figure 4 montre une autre variante de réalisation de l'installation de mise en oeuvre du procédé selon l'invention. Cette variante diffère de celle décrite en référence à la figure 2 essentiellement en ce que l'installation comprend une colonne de distillation N. Cette colonne de distillation N comprend une entrée Ni reliée, par exemple par l'intermédiaire d'une vanne, aux sorties E12 et E22 de liquides 4, 7 des deux séparateurs de phases El et E2. La colonne de distillation N comprend en outre une première sortie N2 fournissant une fraction 15 riche en CO2 avec une pureté élevée, et une seconde sortie N3 fournissant une fraction 16 appauvrie en 002. La première sortie N2 de la colonne N est reliée au circuit de chauffage F5 par l'intermédiaire des vannes L et des détendeurs K. La fraction 15 est ainsi transformée en courant 13 de CO2 purifié puis en courant 14 de CO2 purifié à pression prédéterminée, comme décrit précédemment. La seconde sortie N3 de la colonne N peut être reliée à l'entrée d'au moins un des circuits de refroidissement Fi et F2, soit directement, soit par l'intermédiaire d'un circuit de chauffage F6, et éventuellement d'un compresseur, qui peut être un compresseur dédié J3 ou le compresseur J2 décrit dans ce qui précède. La fraction 16 appauvrie en CO2 est ainsi recyclée en la mélangeant : - au mélange 1, avant l'étape i), en amont du premier séparateur de phases El, en étant, éventuellement, au préalable comprimée dans le compresseur J3 pour atteindre une pression prédéterminée, et/ou - au gaz 2 appauvri en H2 sortant du PSA B, entre les étapes ii) et iii), en amont du deuxième séparateur de phases E2, ici au niveau du compresseur J2. Ainsi, le CO2 encore présent dans la fraction 16 peut être au moins en partie récupéré au sein de l'unité cryogénique C, ce qui permet de maintenir un rendement de récupération élevé en CO2. La figure 5 montre une autre variante de réalisation de l'installation de mise en oeuvre du procédé selon l'invention. Cette variante diffère de celle de la figure 2 essentiellement en ce que l'installation comprend en outre deux systèmes membranaires 01 et 02. Le premier système 01 de membrane(s) permet de récupérer l'hydrogène restant dans le gaz 8 sortant du deuxième séparateur de phases E2, tandis que le deuxième système 02 permet d'en récupérer le CO2. Le premier système 01 comprend une entrée 011 reliée à la sortie F42 du circuit de chauffage F4, une première sortie 012 fournissant un perméat 17 riche en H2 et une deuxième sortie 013 fournissant un résidu 18 riche en 002. La première sortie 012 du système 01 peut être reliée à une entrée B1 ou B3 du PSA H2 B et/ou à l'entrée 11 de l'unité de séchage 1, soit directement, soit par l'intermédiaire d'un compresseur qui peut être un compresseur dédié J4 reliée au PSA ou le compresseur J1 précité relié à l'unité de séchage I. Il peut en effet être nécessaire de comprimer le perméat 17 qui est récupéré à une pression largement inférieure à celle du gaz restant 8 entrant dans le premier système 01 du fait de la différence de pression sur laquelle est basée le principe de perméation et de séparation dans une membrane. Le perméat 17 riche en H2 peut ainsi être recyclé : - en le mélangeant au mélange 1, avant l'étape i), et plus particulièrement au mélange 11, - en le mélangeant au gaz 9 provenant du premier séparateur de phases El et du circuit F3, entre les étapes i) et ii), avant l'entrée dans le PSA H2 B (entrée B1), et/ou - au niveau du PSA H2 B (entrée B3). En fonction de la pression du perméat 17, celui-ci peut éventuellement être comprimé avant d'être recyclé. Dans le cas où sa pression est inférieure à la pression opératoire du PSA H2 B, il peut être comprimé dans le compresser dédié J4 avant recyclage au PSA H2 B ou encore comprimé dans le compresseur J1 placé après le réacteur de shift H, avant l'étape i). Si sa pression est égale ou supérieure à la pression opératoire du PSA H2 B, le perméat peut être recyclé directement au niveau du PSA H2 B. Ledit résidu 18 sortant du premier système 01 est récupéré à une pression encore élevée et contient une grande majorité du CO2 présent à l'entrée du premier module 01, le H2 ainsi que l'ensemble des autres constituants (0H4, CO, N2, Ar) non évacués dans le perméat 17. Il est donc traité dans le deuxième système 02 de membrane(s) dont l'entrée 021 est reliée à la deuxième sortie 013 du premier module 01. Ce deuxième système 02 comprend une première sortie 022 fournissant un perméat 19 riche en CO2 et une deuxième sortie 023 fournissant un résidu 20 riche en 0H4, CO, N2 et Ar et pauvre en H2 et 002. La première sortie 022 peut être reliée à l'entrée F21 du circuit de refroidissement F2 directement ou par l'intermédiaire d'un compresseur, notamment le compresseur J2, en fonction de la pression du perméat 19. Ainsi, ce perméat 19 riche en CO2 peut être recyclé en le mélangeant au gaz 2 appauvri en H2, entre les étapes ii) et iii), en amont du séparateur de phases E2. Une telle variante permet de récupérer le CO2 et le H2 contenu en quantité non négligeable (de 40% à 60% d'H2 et de 15% à 35% de 002) dans le gaz restant 8 issu du deuxième séparateur de phases E2 et d'atteindre ainsi des rendements de récupération de CO2 très élevés, de plus de 95%, et des rendements de récupération de H2 de l'ordre de 75% à plus de 98%, par exemple. La figure 6 montre une autre variante de réalisation de l'installation de mise en oeuvre du procédé selon l'invention. Cette variante correspond sensiblement à la combinaison des variantes des figures 4 et 5, l'installation comportant ici une colonne de distillation N et deux systèmes membranaires 01 et 02. Cette variante permet d'obtenir un liquide riche en CO2 avec une haute pureté et un haut rendement de récupération du CO2 et du H2. Il est à noter que d'autres variantes de réalisation sont bien sûr possibles et que la présente invention ne se limite pas aux modes de réalisation représentés. Notamment, il est possible de combiner les variantes ci-dessus les unes avec les autres en fonction des différents besoins, tels que la pureté recherchée du CO2 et du H2. REVENDICATIONS1. Procédé de traitement d'un mélange (1) en vue de la séparation de dioxyde de carbone et d'hydrogène de ce mélange, caractérisé par le fait que : i) le mélange (1) est refroidi et partiellement condensé et un premier liquide (4) est séparé du mélange dans un premier séparateur de phases (El), ii) un gaz (3) issu ou dérivé d'un gaz issu du premier séparateur de phases (El) est traité dans un module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène (B) pour produire un gaz riche en hydrogène (5) et un gaz (2) résiduaire appauvri en hydrogène, et iii) ledit gaz (2) résiduaire appauvri en hydrogène ou un gaz (6) dérivé dudit gaz appauvri en hydrogène (2) est refroidi et partiellement condensé et un second liquide (7) est séparé du gaz restant (8) dans un deuxième séparateur de phases (E2), distinct du premier séparateur de phases (El), le premier et/ou le second liquide (4, 7) ou un liquide dérivé du premier et/ou du second liquide issu du premier séparateur de phases (El) et/ou du deuxième séparateur de phases (E2) étant riche en dioxyde de carbone. 2. Procédé selon la revendication 1, dans lequel les condensations partielles aux étapes i) et iii) sont réalisées dans une même unité cryogénique (C). 3. Procédé selon la revendication 2, dans lequel les condensations partielles aux étapes i) et iii) sont réalisées dans un même échangeur de chaleur (D). 4. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel ledit mélange (1) est partiellement condensé à l'étape i) à une température inférieure à - 20°C, et plus particulièrement inférieure à -40°C 5. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l'étape i) comprend les sous-étapes suivantes : - une première condensation partielle dudit mélange (1) à une température inférieure à -20°C et plus particulièrement proche de -40 °C environ, - une séparation du liquide (4a) du reste du mélange (3a) dans un séparateur de phases (Ela), - une deuxième condensation partielle dudit reste du mélange (3a) à une température inférieure à -40°C, et plus particulièrement de -50 °C environ, - une séparation du liquide (4b) du gaz restant (3b) dans un autre séparateur de phases (Elb),le liquide (4a, 4b) ou un liquide dérivé du liquide issu d'au moins l'un des séparateurs de phases (Ela, El b) étant riche en dioxyde de carbone. 6. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, comprenant, avant l'étape i), une étape préliminaire de génération d'un mélange (10) riche en CO et H2, par exemple par un procédé de reformage auto-thermique (ATR), de reformage à la vapeur d'hydrocarbures (SMR) ou d'oxydation partielle (PDX). 7. Procédé selon la revendication 6, dans lequel ledit mélange (10) riche en CO et H2 est traité dans un réacteur de shift (H) pour donner un mélange (11) enrichi en CO2 et H2. 8. Procédé selon la revendication 6 ou 7, dans lequel ledit mélange (11) est comprimé et/ou déshydraté. 9. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel ledit gaz (2) est partiellement condensé à l'étape iii) à une température inférieure à -20°C, et plus particulièrement inférieure à -40°C 10. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le liquide (4, 7) ou un liquide dérivé du liquide issu d'au moins l'un des séparateurs de phases (El, E2) est distillé pour fournir une fraction (15) riche en CO2 et une fraction (16) appauvrie en 002. 11. Procédé selon la revendication 10, dans lequel ladite fraction (16) appauvrie en CO2 est recyclée en la mélangeant audit mélange (1), avant l'étape i), en amont du premier séparateur de phases (El) ou en la mélangeant audit gaz (2) appauvri en hydrogène, entre les étapes ii) et iii), en amont du deuxième séparateur de phases (E2). 12. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel ledit gaz restant (8) issu du deuxième séparateur de phases (E2) est filtré par au moins un système membranaire (01, 02). 13. Installation pour la mise en oeuvre du procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisée en ce qu'elle comprend : - un module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène (B), et- une unité cryogénique (C) comportant un premier et un second séparateurs de phases (El, E2), et un échangeur de chaleur (D) comportant un premier circuit de refroidissement (F1) dont une entrée (F11) est configurée pour être reliée à une source (M) dudit mélange (1), et dont une sortie (F12) est reliée au premier séparateur de phases (El) dont une sortie (E12) de gaz (3) est reliée à une entrée (B1) du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène (B), le module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène comportant une sortie (B2) de gaz (2) appauvri en hydrogène qui est reliée à une entrée (F21) d'un second circuit de refroidissement (F2) de l'échangeur de chaleur (D) ou d'un autre échangeur de chaleur de l'unité cryogénique (C), une sortie (F22) de ce second circuit de refroidissement (F2) étant reliée au deuxième séparateur de phases (E2). 14. Installation selon la revendication 13, dans laquelle l'échangeur de chaleur (D) comportant le premier et/ou le second circuit de refroidissement (F1, F2) comprend un circuit de chauffage (F3) dont une entrée (F31) est reliée à la sortie (E12) de gaz (3) du premier séparateur de phases (El) et dont la sortie (F31) est reliée à l'entrée (B1) du module d'adsorption avec variation de pression pour hydrogène (B). 15. Installation selon la revendication 13 ou 14, comportant en outre au moins un élément parmi : - une unité de reformage (G), - un réacteur de shift (H), - une unité de séchage (I), - une colonne de distillation (N), - au moins un système membranaire (01, 02), - au moins un compresseur (M, J1, J2, J3, J4), - au moins un détendeur (K), - au moins une vanne (L), - au moins une pompe.