FR 2342762 A1 19770930 FR 7705749 A 19770228 La présente invention a pour objet un procédé de séparation de mélanges gazeux par rectification dans lequel le mélange gazeux subit une séparation préalable par condensation partielle en une ou plusieurs étapes, puis dans lequel les fractions obtenues sont au-moins en partie introduites dans une zone de separation principale. Elle se rapporte également à une installation pour la mise en oeuvre de ce procédé. De tels procédés sont notamment employés pour la récupération de l'éthylène contenu dans les gaz provenant de fours de pyrolyse. Dans ces procédés, le gaz résultant du four de pyrolyse est comprimé, puis partiellement condensé par refroidissement. Les fractions ainsi obtenues sont alors en général envoyées dans une colonne de séparation principale dans laquelle se produit une séparation en deux fractions, à savoir une première fraction formée d'ethane et de constituant de point d'ébullition plus bas (fraction en C2) et une deuxième fraction forme de propylene et de constituant de point d'ébullition plus élevé (fraction en C3+). Pour provoquer en tête de la colonne principale la condensation des fractions plus légères, il faut disposer d'une importante quantité d'énergie frigorifique à un niveau de température relativement bas, en même temps qu'il est nécessaire de réchauffer la cuve de la colonne à l'aide de vapeur. Evidemment, ce procédé connu entrafne une consommation d'energie importante. La présente invention a pour objet un procedé de séparation de mélange gazeux qui ne nécessite qu'un faible apport d'énergie. Le but de la présente invention est atteint par introduction de la fraction légère résultant de la separation préalable en cuve d'une colonne de séparation auxiliaire, sans apport de chaleur, la fraction liquide impure recueillie en cuve de cette colonne auxiliaire etant alors envoyée dans la colonne de séparation principale. Le procédé mis en oeuvre conformément à l'invention permet de maintenir écartées de la colonne principale les fractions légères contenues dans le mélange gazeux à traiter. De ce fait, le point de rosée du mélange à condenser en tête de la colonne de séparation principaleestporté à une température superieure, de sorte que la tête de la colonne de séparation puisse etre refroidie avec un apport d'énergie frigorifique inférieur, et par conséquent moins coûteux. Seules les fractions les plus légères qui, selon l'invention, sont traitées dans la colonne de séparation auxiliaire, nécessitent pour leur condensation des températures qui sont quelque peu inférieures à celles qui sont nécessaires dans les installations conventionnelles pour le traitement de la totalité du mélange gazeux.Or, les impuretés contenues dans la fraction la plus légère ne forment en fait qu'une petite partie de l'ensemble du mélange traité. L'apport de froid que nécessite leur condensation n'est par conséquent pas important. Grâce à la solution selon l'invention, qui consiste à effectuer la rectification en deux colonnes distinctes, fonctionnant dans des zones de températures différentes et avec une différence de température relativement faible entre tête et cuve, il est possible de réduire à un minimum les besoins en energie que la séparation du mélange gazeux implique. La faible différence de température entre tête et cuve des deux colonnes entraine une diminution des pertes d'energie. Comme lacolonne auxiliaire, conformément à l'invention, fonctionne sans chauffage de la cuve, son fonctionnement ne nécessite aucun apport d'énergie. Dans le cas où le nombre de plateaux d'échange de la colonne de séparation auxiliaire est faible, la phase liquide qui résulte de la séparation préalable presente une composition différente de celle de la phase liquide qui se trouve en cuve de la colonne deséparation auxiliaire. Dans ce cas, il est particulierement avantageux que la phase gazeuse résultant de la séparation préalable soit injectée dans la colonne de séparation auxiliaire. Par contre, dans le cas ou l'on emploie un nombre de plateaux d'echange plus élevé, les phases liquides résultant de la colonne de séparation auxiliaire et de l'étape de condensation partielle présentent une concentration pratiquement identique. Dans ce cas, on introduit avec avantage la phase resultant de la séparation préalable par condensation partielle dans la colonne de séparation auxiliaire. La phase gazeuse impure qui se forme lors du mélange dés deux phases liquides est faible par rapport au volume de liquide et n'a pratiquement aucune action sur le rendement de la colonne de séparation auxiliaire. On a en outre constaté que la fraction liquide, retirée de la cuve de la colonne de séparation auxiliaire, peut être avec avantage mélangée a la phase condensée plus faible provenant de la séparation préalable, puis être employée pour le contact thermique en tête de la colonne de separation principale. Il est ainsi possible d'amener, de façon concrête, pratiquement un tiers de la quantité de froid qui est nécessaire pour assurer le refroidissement de la tête de la colonne de séparation principale. Du fait que, lors d'un tel refroidissement, les produits de tête dé la colonne de séparation principale simultanément réchauffent, et partiellement vaporisent, la fraction condense dont il est question ci-dessus, il en résulte un autre avantage énergétique. On a, en fait, nettement constaté qu'il est possible de réaliser des economies d'énergie lorsque, dans une colonne de rectification, le chauffage et la vaporisation des fractions liquides de cuve et le refroidissement et la condensation des fractions gazeuses de tête se produit en plusieurs niveaux, et non, comme ce qui fut le cas jusqu a présent, au point le plus bas et au point le plus haut de la colonne de rectification. De plus, il n'est pas acceptable que le reflux de la colonne de séparation principale croisse, car le gain en froid résultant de la vaporisation préalable de la phase condensée précitée dépasse de beaucoup le besoin supplémentaire en froid nécessité en tête de la colonne. Le procédé selon la présente invention, dans lequel le produit de cuve de la colonne de séparation auxiliaire et le condensat le plus froid de la séparation préalable servent à assurer le refroidissement de la tête de la colonne de séparation principale et sont par conséquent réchauffés et partiellement vaporisés, ainsi que la vaporisation préalable de la fraction un peu moins froide introduite permettent d'obtenir un résultat souhaitable à savoir la réduction maximum du rechauffage de la cuve de la colonne de séparation principale, par vaporisation intermédiaire à des étages supérieurs. La partie vaporisée d'une telle fraction introduite dans la colonne, a un niveau le plus bas possible, peut s'ajouter au mélange gazeux ascensionnel dans la colonne de rectification, de sorte que le chauffage de cuve de la colonne de rectification principale peut être réduit. Selon une autre forme de mise en oeuvre de l'invention, avant que la phase liquide résultant de la condensation partielle soit introduite dans la colonne de séparation principale pour assurer l'échange de chaleur avec le mélange traité, et donc soit réchauffée et partiellement vaporisé, le procédé de l'invention permet d'éviter le réchauffage de la cuve de la colonne de séparation principale et d'assurer la vaporisation partielle de la phase liquide soumise à la rectification avant son introduction. De la sorte, on parvient à une répartition plus uniforme du gaz sur la hauteur de la colonne. Ceci permet, par conséquent, une réduction du diamètre de la colonne par rapport aux installations classiques. Pour obtenir le même résultat, il est possible, selon un autre mode de mise en oeuvre de l'invention, de mettre chacune des fractions condensées introduites dans la colonne principale de chaleur, au contact thermique des fractions liquides soutirées en cuve de la colonne de séparation principale, de sorte que les produits de cuve soient refroidis. Ceci présente l'avantage supplémentaire que, dans une détente ultérieure des produits liquides provenant de la cuve, la proportion de fraction gazeuse produite se trouve réduite. Les fractions gazeuses retirées en tête des deux colonnes de séparation sont, selon les modalités de mise en oeuvre ultérieures, soit maintenues distinctes, soit réunies. Dans la plupart des cas, il s' avère avantageux de réunir au mélange gazeux à traiter les produits gazeux issus de la tête de la colonne de séparation principale. Ceci est notamment de grand intérêt lorsque l'on ne retire qu'une faible proportion du produit gazeux de tête de la colonne principale. Le procédé est applicable notamment dans les cas ou la colonne de séparation principale fonctionne a une pression inférieure à celle de la colonne de séparation auxiliaire et ou le produit de tête de la colonne de séparation principale doit être recyclé à une pression appropriée dans le courant du mélange gazeux a traiter. - La présente invention a également pour objet une installation pour la mise en oeuvre du procéde selon l'invention, installation dont le dernier séparation de liquide résultant de la condensation partielle est relié a la colonne de séparation auxiliaire. Si, en outre, les fractions introduites dans la colonne de séparation principale doivent être partiellement vaporisées au préalable, convient tout particulièrement pour la mise en oeuvre de l'invention, une installation telle que précitée, dont au moins un des échangeurs en amont des séparateurs de liquide est relié a la partie inférieure du séparateur de liquide par une section liée a la conduite de liquide. Le procéde selon la présente lnventionest plus particulièrement applicable a une installation de récupération d'éthylène. Ainsi, ce procédé peut également convenir à la séparation de gaz provenant de four de pyrolyse en une fraction en C3 une fraction en C4+, et/ou en une fraction en C2-, une fraction en C3+, de même que, en plus, à la séparation de la fraction en C2- en deux autres fractions, dont l'une consiste en méthane et en les constituants de point d'ébullition plus bas, et dont l'autre consiste en ethane et éthylène. Le procédé selon la présente invention peut être mis en oeuvre dans l'un des trois types d'installations tels que representés schématiquement en annexe. Les figures ne représentent que les parties essentielles d'une installation de récupération de l'éthylène contenu dans des gaz de pyrolyse. D'autres buts et avantages de la présente invention apparaîtront à la lecture de la description suivante et des figures jointes, données a titre illustratif mais non limitatif. La figure 1 représente un schéma d'une installation de récupération d'une fraction en C3+ et d'une fraction en 2 de gaz de pyrolyse. La figure 2 représente un schéma d'une installation de récupération d'une fraction en C4+ et d'une fraction en C3- de gaz pyrolyse. La figure 3 représente un scema d'une installation de séparation d'une fraction en C2- en deux fractions, dont l'une est formée de méthane et de constituant de point d'ébullition plus bas et dont la seconde est formée d'éthane et d'éthylène. Sur les figures 1 à 3, les mêmes références ont été utilisées pour désigner les mêmes éléments. Les références 1A, 2,6, 8, 10, 16, 17, 28, 29, 30, 34, 35, 40, 46 et 47 désignent différents échangeurs de chaleur; les installations représentées sur les figures 1 à 3 comportent une colonne de séparation principale 5, une colonne de séparation auxiliaire 9, des séparateurs de fraction liquide 1B, 3, 7, 11, 19, 31, 32, 33 et 41, des pompes pour liquide 20A et 20 a 24, ainsi qu'un compresseur pour gaz brut 25. La figure 1 représente une installation dans laquelle, par la conduite 1, pénètre un gaz à traiter sous une pression de 33, 54 bars. La composition de ce gaz est la suivante: (moles X) . H2+ CO ... 13,82 - CH4 ... 33,07 - C2H4 ... 29,14 - C2H6 + C2H2 ... 7,66 . ... 9,63 . C+ ... 6,68 Le mélange gazeux amené par la conduite 1 pénètre dans le refroidisseur 1A séparateur 1B, et il est ensuite refroidi à 2580K dans l'échangeur de chaleur 2, où 21,24% de son volume sont liquéfiés. La fraction liquide que l'on retire du séparateur 3 (composition:C1- = 12,03 moles t; C2 = 43,44 moles X; C3+ = 44,-53 moles t) est, conformément à une caractéristique particulière de la présente invention, renvoyée dans l'échangeur de chaleur 2, où elle est réchauffée à une température de 3730K. De la sorte, 8,6% du volume retourné dans ltechan- geur 2 sont à nouveau vaporisés.La fraction ainsi vaporisée est envoyée par la conduite 4 dans l'échangeur de chaleur principal 5. La fraction restée à l'état gazeux dans le separateur 3 est envoyée dans l'échangeur de chaleur 6, où elle est refroidie à 238 K. La fraction liquide obtenue dans le séparateur 7 qui forme 13,81% du volume qui y es!introduit, présente la composition suivante: C1- = 16,18 moles %; C2 = 57,16 moles %; C3+ = 26,67 moles %. Elle est introduite dans l'échangeur de chaleur 8 où elle est réchauffée a 258 K, puis est également renvoyée dans la colonne de séparation principale 5. La colonne de separation principale 5 travaille sous une pression de 32,51 bars. Pour réchauffer la fraction liquide de cuve (374 K), on introduit dans l'échangeur 16, à l'aide d'une masse chargée de chaleur, une quantité de chaleur de l'ordre de 12,66 x 106kcal/h. La fraction gazeuse de tête de la colonne de séparation principale 5 est refroidie dans les échangeurs de chaleur 8 et 17 a 263 K et 258 K, respectivement. La fraction ainsi liquéfiée, qui forme 43% de la fraction introduite, est retournée en tant que reflux par la conduite 18 dans la colonne de séparation. Le gain de chaleur dans les échangeurs 8 et 17 correspond à 1,11 x 106 kcal/h et 2,81 x 106 kcal/h. La partie de la fraction de tête formée dans le séparateur 19 est amenée par la conduite 13 à une installation de traitement ultérieur qui n'est pas représentée sur le présent schéma. La fraction de cuve (présentant la composition suivante: C2 = 60 ppm; C3 = 58,88 moles %; C4+ = 41,12 moles %) de la colonne de separation principale, est retiree par la conduite 26. Conformément à la présente invention, la fraction gazeuse obtenue dans le séparateur 7 (dont la composition est la suivante: C1 = 65,31 moles %, C2 = 32,27 moles t; C3+ = -2,42 moles t} est insufflée dans la colonne de séparation auxiliaire 9, qui fonctionne sans apport de chaleur en cuve. La colonne de séparation auxiliaire 9, tout comme la colonne de séparation principale 5, est sous une pression d'environ 32,51 bars. Les fractions de vaporisation retirées en tête sont refroidies dans l'échangeur de chaleur 10, de 228 K à 2200 K, ce qui permet par conséquent de retirer de ce courant 2,78 x 106 kcal/h de chaleur. La fraction liquide résultante est envoyee par la conduite 12 pour former le reflux de la colonne de séparation auxiliaire 9. La fraction restée a l'état liquide dans le séparateur 11 > (dont la composition est la suivante: C1 = 70,48 moles %; C2 = 29,49 moles X; C3+ = 0,03 moles Z), est ajoutee à la fraction gazeuse de tête (dont la composition est la suivante: C1 = 21,86 moles X; C2 = 78,01 moles t; C3+ = 0,13 moles %) de la colonne de séparation principale 5, et quitte par la conduite 13 l'installation représentée sur la Figure 1. Un avantage essentiel du procédé selon la présente invention réside dans le fait que la fraction de tête gazeuse de la colonne 9 est pratiquement exempte. de tout constituant lourd (fraction C3+) et que, par conséquent, le résultat technique souhaité est pleinement atteint. La concentration maximum en C3+ ne peut dépasser 0,2 mole %. Pour atteindre une élimination pratiquement totale des fractions lourdes contenues dans le gaz de tête de la colonne 9, il faut environ 30 à 45 et, de préférence, 4; plateaux de séparation dans cette colonne. La fraction liquide retirée en cuve de la colonne de séparation auxiliaire 9 par la conduite 15 (dont la composition est la suivante: C1 = 16,18 moles g, C2 = 58,67 moles %; C3+ = 25,15 moles %), qui présente une température de 237 K, est mélangée a la fraction liquide retirée du séparateur 7 au point 14. Par chauffage simultané des deux courants dans l'échangeur 8, on provoque la vaporisation d'environ 14,3% de leur volume total avant l'introduction dans la colonne de séparation principale 5. Dans le Tableau ci-dessous on a consigné un certain nombre de donnees relatives au fonctionnement des procédés connus et du procédé selon la présente invention pour ce qui concerne la séparation des fractions en C2 et C3 d'une installation de traitement de l'éthylène. - TABLEAU I Procédé mis en oeuvre jusqu'à présent dans une Colonne 5 Colonne 9 colonne de sépa- ration principale Taux de reflux 0,23 0,43 0,15 Froid a 217 K. 100% - 43% Rechauffage. 100% 85% - Proportion molaire 100% 30% 70% de fraction légère. Proportion molaire 100% 100% de fraction lourde Nombre de plateaux 59 65 40 d'échange. Grace a la mise en oeuvre du procédé selon la présente invention, il est possible de produire dans une installation de production d'éthylène jusqu'à 600 000 tonnes annuelles d'éthylène, installation dans laquelle une machine productrice de froid de 2,7 Mw et le réchauffage de la cuve de la colonne de séparation principale par des vapeurs sous une pression plus basse, de l'ordre de 4 t/h,ssntsupprimes, 2,1 Mw d'economie de fonctionnement étant dûs a la répartition conforme à la présente invention de la rectification en deux co lonnes 5 et 9, alors que le reste des économies est du a la vaporisation préalable conforme à la présente invention dans la colonne de séparation principale 5. Le mode de mise en oeuvre représenté sur la Figure 2 se distingue de celui du procéde selon la présente invention par les points suivants: La fraction obtenue sous forme gazeuse dans le séparateur 19 n'est pas retirée par la conduite 13 de l'installation, mais par une conduite 27 et mélangée au mélange gazeux amené par la conduite 1 et est comprimée dans le compresseur 25. Les fractions provenant des séparateurs 3 et 7 qui sont introduites dans la colonne de séparation principale 5 sont sous-refroidies dans les échangeurs de chaleur 46 et 47 et, ensuite, détendues à la pression de la colonne. Ce procédé est tout particulièrement d'intérêt lorsque la pression nécessitée par la temperature de cuve de la colonne de séparation principale 5 est inférieure a la pression de la colonne de séparation auxiliaire 9. Dans la Figure 3, on introduit par la conduite 1 le mélange gazeux a traiter à une pression de 29,81 bars, ce mélange présentant la composition suivante: (moles %) . H2 .... 19,57 . CH4+CO .... 31,24 C2H .... 37,64 C2H6+C3 .... 11,55 Dans les échangeurs de chaleur 28, 29 et 30, on refroidit ce mélange gazeux à l'aide de moyens de refroidissement, successivement, à une température de 227, 198 et enfin 178"K. Les fractions liquides qui sont obtenues dans les séparateurs 31 à 33, sont alors envoyées en des endroits definis de la colonne de separation principale 5 qui opère sous une pression de 32,85 bars. Les fractions liquides des séparateurs 31 à 33 présentent respectivement les compositions suivantes: (moles %) . Séparateur 31 .... H2 0,84 CH4+CO 12,86 C2H4 60,65 C2H6+C3 25,65 Séparateur 32 .... H2 1,29 CH4+C0 24,69 C2H4 57,38 C2H6+C3 16,34 Séparateur 33 .... H2 1,62 CH4 41,78 - C2H4 47,98 C2H6+C3 8,62 Selon un mode de mise en oeuvre spécifique de la présente invention, les deux fractions les plus lourdes obtenues dans les échangeurs de chaleur 34 et 35 sont préchauffées à une température de 248,2 K et 228,2 K, respectivement, avant leur introduction dans la colonne de séparation principale 5, de façon telle qu'une proportion d'environ 11,2% et d'environ 10,64S, respectivement, soient prévaporisées. La fraction liquide retirée en cuve de la colonne de séparation 5, dont la composition est la suivante:: (moles %) . CH4 .... 0,03 . C2H4 .... 76,50 C2H6+C3 .... 23,47 est passée par les échangeurs de chaleur 34 et 35, où elle est refroidie a 268 K et 238,6 K, respectivement, puis est détendue à une pression de 9,41 bars qui provoque encore un refroidissement supplementaire jusqu'a la température de 223,3 K. On retire alors de l'installation un mélange éthylene/éthane. Le réchauffage du liquide de cuve se produit dans l'échangeur de chaleur 16. La fraction gazeuse de tête de la colonne de séparation principale 5 est refroidie dans les échangeurs de chaleur 8 et 17 de 178,3 K à 172,9 K, respectivement. La fraction liquide qui est obtenue dans le separateur 19 est au moins utilisée en partie dans la conduite 18 pour le reflux de la colonne de separation principale et pour une autre partie par la conduite 37, apres détente dans la vanne 38 et réchauffage de 144,2 K a 170 K dans les échangeurs de chaleur 10 et 17, et retiree de l'installation par la conduite 39. Conformément à la présente invention, la fraction gazeuse ayant subi la séparation partielle préalable recueillie dans le séparateur 33 (dont la composition est la suivante: H2 = 50,16 moles %; CO+CH4 = 44,18 moles %; C2H4 = 5,21 moles X, C2H6 = 0,45 mole %) est injectée dans la colonne de séparation auxiliaire 9. La fraction liquide retirée en cuve de cette colonne (dont la composition est la suivante H2 = 1,62 mole t; CO+CH4 = 42,74 moles g; C2H4 = 51,25 moles t; C2H6 = 4,39 moles %) est mélangée au point 14 avec la fraction liquide du séparateur 33 et ce mélange est alors introduit dans la colonne de séparation principale 5. La vapeur résultant de la rectification et obtenue en tête de la colonne de séparation auxiliaire 9, qui contient encore du méthane et de l'hydrogène (55% d'hydrogène) et dont la température est de l'ordre de 158,6 K, est refroidie dans l'échangeur de chaleur 10 a 152,4 K. Le résultat essentiel obtenu grâce a la présente invention, c'est-à-dire le fait que le produit de tete est pratiquement, ou même totalement, exempt de constituant en C2, est dû à la présence dans la colonne de séparation auxiliaire 9, de 25 à 35, et, de préférence, 30 plateaux de séparation. Comme les coûts d'énergie pour réduire les pertes d'éthylène sont plus bas que le gain recherché résultant de la production supplémentaire d'éthylène, il faut que le produit de tête de la colonne de séparation auxiliaire 9 ne contienne pas plus de 100 moles/ppm et, de préférence, O mole/ppm des constituants en C2 (éthane et éthylène). Le fait que la séparation auxiliaire 9 permet de reduire la concentration des fractions lourdes contenues dans le produit de tête en fonction lineaire du refroidissement croissant de la tête conduit a l'obtention d'une grande pureté en éthylène du produit recueilli en tête. La seule limitation est le niveau de température disponible du fluide de refroidissement en tête de colonne, étant donné que la température en tête diminue au fur et à mesure que la pureté du produit recueilli en tête de colonne augmente. La fraction liquide obtenue en même temps dans le séparateur 11 est introduite en tant que liquide de recyclage dans la colonne de séparation auxiliaire 9. La fraction gazeuse restante est refroidie à 120,8 K dans l'échangeur de chaleur 40. La phase liquide dans le séparateur 41 est constituée par du méthane pratiquement pur, cependant que la phase gazeuse est constituée par de l'hydrogène à 90%. La phase liquide est détendue dans la vanne 42 a 7,85 bars afin de produire du froid, et ensuite les deux phases sont réchauffées dans les échangeurs de chaleurs 40 et 17) 170 K et retirées de l'installation aux points 39 et 43, respectivement. Afin de baisser la pression partielle du methane réchauffe dans l'échangeur de chaleur 40, et afin d'éviter le recoupement de zones de température, on ajoute à ce courant de l'hydrogène passant par la conduite 44 et la vanne de reglage 45. De ce fait, on peut, d'une part ajuster les différences entre les températures respectives des courants à réchauffer et des courants à refroidir, et, d'autre part, régler la composition de la fraction à base d'hydrogène. Le tableau 2 indique les paramètres caracteristiques de mise en.oeuvre du procédé considéré, dans l'installation selon la figure 3, pour le cas d'un processus classique de séparation. Tableau Il PROCEDE PROCEDE SELON CLASSIQUE L'INVENTION Entrée refroidissement à basse temperature 194.500,4 Nm3/h 156.107,1 Nm3/h Produit en cuve colonne 5, 76.125,4 Nm3/h 76.805,2 Nm3/h Produit en tête colonne 5, gazeux 47.877,0 Nm3/h 5.538 Nm3/h Produit en tête colonne 5, liquide - 21.137 Nm Produit en cuve colonne 9 - 5.957,4 Nm3/h Produit en tête colonne 9 - 52.626,9 Nm3/h Fraction en H2 90X 32.114,6 Nm3/h 26.872,0 Nm3/h Fraction en CH4 47.877,0 Nm3/h 52.429,9 Nm3/h Recyclage 38.383,4 Nm3/h O Nm3/h 207,46 K 248,2 K Températures d'entrée 187,38 K 228,2 K colonne 5 122,75 177,8 K Rapport de reflux colonne 5 0,5 0,55 Rapport de reflux colonne 9 - 0,2184 Perte d'éthylène colonne 5 670,1 Nm3/h 1,3 Nm3/h Perte d'éthylène colonne 9 i O Nm3/h Pression dans colonne 5 (bars) 11,77 32,85 Transmission de chaleur dans 10 - 1,025.106 les échangeurs de chaleur 40 - 1,982.106 8 0 1,952.106 17 - 0,668.106 35 0 1,565.106 34 0 0,802.106 16 5,472.106 4,429.106 Consommation d'énergie pour la compression des gaz bruts 42.104 kW 35.338 kW Consommation d'énergie dans les machines de réfrigération 25.999 kW 28.671 kW Total de la consommation d'énergie des compresseurs 68.103 kW 64.009 kW Nombre de plateaux, colonne 5 40 60 Nombre de plateaux, colonne 9 - 30 Ainsi qu'il ressort du tableau 2, le procédé selon l'invention permet d'obtenir une utilisation plus efficace du mélange gazeux de départ et de réaliser des économies d'énergie. Il ressort de la description des trois modes de mise en oeuvre qui précède que le procédé selon l'invention présente une grande souplesse dans son application pratique et qu'il se prète avantageusement à la séparation de mélanges en leurs constituants, même lorsque ceux-ci présentent des plages de point d'ébullition très différentes. Bien entendu, la présente invention n'est pas limitée aux modes de réalisation décrits et représentés. Elle est susceptible de nombreuses variantes, accessibles à l'homme de l'art, sans que l'on ne s'écarte de l'esprit de l'invention. REVENDICATIONS 1.- Procédé de séparation de mélanges de substances par rectification, dans lequel le mélange intéressé subit une separation préalable par condensation partielle en une ou plusieurs étapes, et dans lequel les fractions ainsi obtenues sont introduites au moins partiellement dans une zone de séparation principale, caractérisé en ce que la fraction légère obtenue après la séparation préalable est introduite dans une colonne de séparation auxiliaire qui fonctionne sans apport de chaleur à sa cuve, et en ce que la fraction liquide obtenue dans la cuve de ladite colonne de séparation auxiliaire est recueillie à l'état impur et introduite ensuite dans une colonne de séparation principale de ladite zone de separation principale. 2.- Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que seule la phase gazeuse obtenue lors de la séparation préalable par condensation partielle est insufflée dans ladite colonne de separation auxiliaire. 3.- Procedé selon la revendication 1, caractérise en ce que la totalité de la fraction renfermant une phase liquide et une phase gazeuse, qui est obtenue lors de la séparation préalable par condensation partielle est introduite dans ladite colonne de separation auxiliaire. 4. - Procédé selon une quelconque des revendication 1 à 3, caractérisé en ce que l'on refroidit la tête de ladite colonne de séparation principale, au moins partiellement par échange de chaleur avec le produit recueilli en cuve de ladite colonne de séparation auxiliaire. 5. Procéde selon une quelconque des revendications 1 a 4, caractérisé en ce que les fractions appelées à être introduites dans la colonne de séparation principale précitée sont partiellement soumises a un chauffage préalable. 6.- Procédé selon une quelconque des revendications 1 à 5, caractérisé en ce-que le mélante précité est refroidi par échange de chaleur avec la phase liquide obtenue par condensation partielle, avant ou après au moins une séparation préalable par ladite condensation partielle. 7.- Procédé selon une quelconque des revendications 1 à 6, caractérisé en ce que es produits gazeux obtenus en tête des deux colonnes de rectification sont réunis et soumis ensemble à un traitement ultérieur. 8.- Procedé selon une quelconque des revendications 1 à 6, caractérisé en ce que le produit gazeux obtenu en tête de ladite colonne de séparation principale est réintroduit, à un etage de pression convenable du courant d'admission dans le mélange de substances à séparer. 9.- Dispositif pour la mise en oeuvre du procédé selon une quelconque des revendications 1 à 8, caractérisé en ce que le dernier séparateur de phase liquide intervenant dans le processus de condensation partielle est relié par une conduite à la colonne de séparation auxiliaire. 10.- Dispositif selon la revendication 9, caractérisé en ce qu'au moins un des échangeurs de chaleur disposés en amont des séparateurs de phase liquide comporte une section d'écoulement reliée par une conduite de liquide à la cuve du séparateur de phase liquide. 11.- Application du procédé selon une quelconque des revendications 1 à 8 ou du dispositif selon la revendication 9 ou 10, à des installations de production d'éthylène dans lesquelles on sépare un mélange d'hydrocarbures en une fraction en C2- et une fraction en C3+ 12.- Application du procédé selon une quelconque des revendications 1 à 8 ou du dispositif selon la revendication 9 ou 10, à des installations de production. d'éthylène dans lesquelles on separe un mélange d'hydrocarbures en une fraction en C1- et une fraction en C2 13.- Application du procédé selon une quelconque des revendications 1 à 8 ou du dispositif selon la revendication 9 ou 10, à des installations de production d'éthylène dans lesquelles on sépare un mélange d'hydrocarbures en une fraction en C1- et une fraction en C+.