FR 2917305 A1 20081219 FR 0755763 A 20070614 La présente invention concerne une installation et un système de traitement d'un mélange gazeux par perméation. La séparation de gaz par membranes est une technique largement utilisée par l'industrie chimique, qui a particulièrement été développée au cours des 25 dernières années. Selon la nature et la structure de la membrane utilisée (polymère, céramique, dense ou poreuse), différents mécanismes de transport et de séparation sont mis en jeu. Le tamisage moléculaire est une technique qui consiste à séparer des gaz présents en mélange, en utilisant une différence de rayon cinétique des molécules à séparer. A cet effet, on utilise une membrane microporeuse qui, sous l'effet d'une différence de concentration ou de pression partielle de part et d'autre de la membrane, laisse diffuser préférentiellement les molécules ayant le plus faible rayon cinétique et retient davantage les molécules de taille plus élevée. Dans ce cadre, la membrane est utilisée à titre de tamis moléculaire, mettant en oeuvre un processus d'exclusion stérique ("pore size exclusion"), qui inhibe ou retarde la diffusion des molécules de taille importante, favorisant ainsi la diffusion des molécules de taille les plus faibles. En outre, dans certains cas, des phénomènes d'adsorption (en surface de la membrane et/ou dans ses pores) peuvent également contribuer à la séparation. Pour plus de détails concernant cette technique, on pourra notamment se reporter à "Fundamentals of inorganic membrane science and technology", A.J. Burggraff et L. Cot, Elsevier, 1996. Les installations de séparation d'un mélange gazeux par perméation sélective comprennent des modules de séparation qui comportent chacun une membrane à perméabilité sélective séparant une zone de non-perméat ou retentât et une zone de perméat. Pratiquement, un module de séparation regroupe généralement plusieurs membranes. On notera que la géométrie des membranes peut également varier. On distingue essentiellement deux types de membranes : les membranes planes et les membranes tubulaires. Les membranes tubulaires peuvent être monocanal ou multicanaux (réalisées par exemples sous forme de monolithe). Le module de séparation comporte une entrée d'alimentation, une sortie de retentât et une sortie de perméat. Afin de séparer un mélange gazeux, on charge le module de séparation avec un courant du mélange à une pression P1 par une alimentation. Il se produit alors une différence de pression entre les deux côtés de la membrane. Etant donné que la membrane a une perméabilité plus importante vis-à-vis d'un constituant du mélange que vis-à-vis d'un autre constituant du mélange, le perméat s'enrichit en constituant le plus perméable tandis que l'au- tre constituant reste essentiellement sur le côté non-perméat. On récupère ainsi en sortie de retentât un retentât à une pression P1 et en sortie de per-méat un perméat à une pression P2 inférieure à P1. La technique de séparation de gaz transmembranaire précitée se révèle très avantageuse, notamment dans la mesure où elle est modulaire et utilisable selon un mode continu. En outre, c'est une technologie non polluante et qui permet la construction d'unités compactes. Elle constitue en particulier une alternative très intéressante aux autres procédés de séparation, tels que les procédés de cryogénie ou d'adsorption, par rapport aux-quels elle s'avère plus simple à mettre en oeuvre, et moins onéreuse. De ce fait, cette technique a, en pratique, de nombreux domaines d'application. Entre autres, elle est utilisée pour la séparation de 02 et de N2 à partir d'air, pour l'extraction de H2 et N2 dans des gaz de production de NH3, ou bien de H2 dans des effluents à base d'hydrocarbures tels que ceux issus des pro-cédés de raffinage, ou bien encore pour éliminer CO2 ou NOx dans divers effluents gazeux. Par ailleurs, lorsque le taux de conversion doit être élevé, ou que le facteur de concentration que l'on souhaite réaliser est important, il peut être avantageux de concevoir des systèmes multi-étagés, car le flux de filtration décroit en général avec la concentration du retentât. La séparation est ainsi réalisée sur plusieurs étages de séparation. Ces configurations permettent d'augmenter la performance globale du procédé de séparation. En outre la configuration peut permettre de diminuer la surface membranaire totale et donc le coût d'investissement. Un exemple de configuration multi-étagée est décrit dans le brevet FR2802114. Le principe de cette configuration est illustré sur la figure 1 qui représente une installation de traitement d'un mélange gazeux par perméa- tion 1 comportant : - trois modules de séparation 2 à 4 connectés en série, - une entrée d'alimentation 5 - une sortie de retentât 7, - une sortie de perméat 8, - une conduite collectrice 6. La sortie de retentât de chaque module est connectée à l'entrée de perméat du module suivant. La conduite collectrice commune 6 regroupe tous les flux de perméat qui passe vers l'utilisateur. Les composés plus per- méables sont récupérés principalement dans le perméat et les moins perméables sont récupérés dans le retentât. Une telle configuration pose cependant un problème important dans la mesure où la concentration des impuretés dans le perméat reste très éle- vée. Dès lors, lorsqu'on souhaite récupérer un perméat avec la plus grande pureté possible, la configuration selon la figure 1 n'est pas satisfaisante. Une installation, dite en cascade, pour augmenter la pureté du per-méat est divulguée dans l'article Membrane cascade schemes for separation of LPG olefins and paraffins (J. Memb. Sci., 233 (2004) 21-37, Avigidou et al.). Un exemple d'une telle installation 11 est représenté schémati- quement sur la figure 2. L'installation 11 comporte deux parties : - une partie d'enrichissement 12, - une partie d'extraction 13, - un module de séparation d'entrée 14 avec une entrée d'alimentation F. La partie d'enrichissement 12 comporte trois modules de séparation 15 à 17 et trois compresseurs 18 à 20. La partie d'extraction 13 comporte trois modules de séparation 21 à 23. Dans la partie d'enrichissement 12, le perméat en sortie de chaque module de séparation est compressé et utilisé pour alimenter le module de séparation suivant. Cette compression est une étape indispensable pour pouvoir injecter le perméat en entrée du module de séparation suivant puis-que le perméat en sortie de perméat est à une pression inférieure à sa pres- sion d'entrée. Par ailleurs, dans la partie d'extraction 13, le retentât en sortie de chaque module de séparation alimente directement le module de séparation suivant. Le nombre d'étapes (ici trois) dans la partie d'enrichissement comme dans la partie d'extraction est fonction de la pureté souhaitée. Cependant, la mise en oeuvre de l'installation 11 selon l'article Membrane cascade schemes for separation of LPG olefins and paraffins pose certaines difficultés. Ainsi, l'inconvénient de cette configuration est une production relativement faible de produit pur. En effet il y a une production importante des produits latéraux qui ne sont pas utilisés (LI à L3 pour la partie d'enrichissement et L'l à L'3 pour la partie d'extraction). Ainsi le produit final obtenu, P pour la partie d'enrichissement 12 et R pour la partie d'extraction 13, représente seulement une petite fraction de l'alimentation F. Une solution pour résoudre ce problème consiste à utiliser une instal- lation en cascade avec recyclage telle que l'installation 100 représentée schématiquement sur la figure 3 et divulguée dans l'article A simplified method for the synthesis of gas separation membrane cascades with limited numbers of compressors (Chemical Engineering Science, Vol. 52, No. 6 (1997) 1029-1044 - R. Agrawal). L'installation 100 comporte : - un module de séparation d'entrée 102 avec une entrée d'alimentation principale F, - deux autres modules de séparation 101 et 103, - deux compresseurs 104 et 105. La sortie de retentât du module de séparation 102 est reliée à l'entrée d'alimentation du module de séparation 103. La sortie de perméat du module de séparation 102 est reliée à l'entrée d'alimentation du module de séparation 101 via le compresseur 104. La sortie de retentât du module de séparation 103 est reliée à l'entrée d'alimentation principale F via le compresseur 105. Ainsi, l'alimentation F est divisée en seulement deux produits finaux, le perméat P (correspondant à la sortie de perméat du module de séparation 103) et le retentât R (correspondant à la sortie de retentât du module de séparation 101). Cette installation permet d'augmenter la production de produit pur par rapport à une configuration en cascade sans recyclage. Toutefois, la mise en oeuvre de l'installation 100 selon l'article A simplified method for the synthesis of gas separation membrane cascades with limited numbers of compressors pose également certaines difficultés. En effet, le coût associé aux compresseurs tend à limiter le nombre de ces équipements dans une application commerciale. C'est d'ailleurs la raison pour laquelle la plupart des applications commerciales pour la séparation gazeuse utilisent seulement un ou deux compresseurs. En outre, les systèmes en cascade avec recyclage sont normalement développés pour des concentrations gazeuses d'impuretés plutôt élevées (>5%). Ainsi, les systèmes en cascade ne sont pas adaptés pour traiter des impuretés très diluées (de l'ordre du vpm jusqu'à 2% en volume). Un tel traitement nécessiterait des compresseurs de taille et de puissance très importantes ainsi que plusieurs étapes de séparation. Dans ce contexte, la présente invention vise à fournir une installation de traitement d'un mélange gazeux par perméation permettant d'obtenir des produits d'une grande pureté tout en évitant les pertes liées aux produits latéraux, ladite installation présentant en outre un coût relativement peu éle- vé et offrant la possibilité de traiter des flux gazeux avec des concentrations faibles d'impuretés. A cette fin, l'invention propose une installation de traitement d'un mélange gazeux par perméation comportant m*n modules de séparation Ri, m et n étant des entiers naturels supérieurs ou égaux à 2, i étant un entier na- turel variant de 1 à m et j étant un entier naturel variant de 1 à n, chacun des modules de séparation Pi; comprenant : - une entrée de perméat Ep;i, l'entrée de perméat Ep11 du module de séparation Pli correspondant à l'entrée d'alimentation du mélange gazeux dans l'installation, - une sortie de perméat Sp;i, - une sortie de retentât Sr;i, l'installation étant caractérisée en ce que : -la sortie de perméat Sp;i est reliée à l'entrée de perméat Ep;+1i du module de séparation P;+1], - la sortie de retentât Sr;i est reliée à l'entrée de perméat Ep;i+1 du mo- dule de séparation P;i+1. On peut représenter l'installation de traitement d'un mélange gazeux comme une matrice ayant m lignes de modules de séparation (correspondant à m étapes d'enrichissement en constituant le plus perméable en pas- sant successivement d'une sortie de perméat à l'entrée de perméat sui-vante) et n colonnes de modules de séparation (correspondant à m étages d'enrichissement en constituant moins perméable en passant successive-ment d'une sortie de retentât à l'entrée de perméat suivant). On notera que chaque module de séparation peut être soit un module unitaire (c'est-à-dire avec une entrée unique de perméat, une sortie unique de retentât et une sortie unique de perméat) tel que décrit plus haut soit une association de modules unitaires montés en parallèle (i.e. une alimentation qui se sépare pour alimenter chacune des entrées des modules unitaires et des sorties de modules unitaires reliées entre elles). Grâce à l'invention, le flux de perméat sortant d'un module de séparation est réutilisé comme une partie de l'alimentation du module de sépara- tion de l'étape suivante. Cela permet de continuer à séparer les composés en étapes successives sans utiliser de compresseurs. En d'autres termes, l'installation selon l'invention ne nécessite pas de recyclages intermédiaires avec des compresseurs entre chaque étape de perméation : cette absence de compresseurs entraîne bien entendu un avantage économique important. En outre, si l'on souhaite purifier un gaz (i.e. séparer le gaz d'impuretés moins perméables et présentes dans ledit gaz), il est souhaitable que la membrane présente une bonne permsélectivité par rapport au gaz à purifier afin de concentrer les impuretés. Le nombre d'étapes est fonction de la concentration d'impuretés souhaitée : ainsi, plus le nombre d'étapes sera grand plus la concentration des impuretés dans le perméat sera faible. De même, plus le nombre d'étages sera grand plus la concentration des impuretés dans le retentât sera élevée. Ainsi, le nombre d'étapes et d'étages est fonction de la pureté souhaitée (tant pour le retentât que pour le perméat) et de la quantité de produit à récupérer. Le nombre m d'étapes peut être différent du nombre n d'étages. La présente invention a également pour objet un système de traite-ment d'un mélange gazeux par perméation comportant au moins une installation selon l'invention, le système étant représenté par une structure matricielle Mij à p lignes et q colonnes comportant p*q éléments Mij, i étant un entier naturel variant de 1 à p et j étant un entier naturel variant de 1 à q, Mij étant soit un module de séparation Pij soit un élément vide, chacun desdits modules de séparation Pi; comprenant : - une entrée de perméat Ep;i, - une sortie de perméat Sp;i, - une sortie de retentât Sr;i, la sortie de perméat Sp;i étant reliée à l'entrée de perméat Ep;+1i du module de séparation P;+i lorsque ce dernier existe et ladite sortie de retentât Sr;i étant reliée à l'entrée de perméat Ep;i+1 du module de séparation P;i+1 lorsque ce dernier existe, l'élément Mil étant un élément non vide correspondant au module de séparation Pli appartenant à ladite au moins une installation, l'entrée de perméat Ep11 du module de séparation Pli correspondant à l'entrée d'alimentation du mélange gazeux dans le système. Le système selon l'invention peut également présenter une ou plu-sieurs des caractéristiques ci-dessous, considérées individuellement ou selon toutes les combinaisons techniquement possibles : - les différents flux de perméat obtenus à la sortie du système sont re- groupés sur une même ligne de sortie de perméat et/ou les différents flux de retentât obtenus en sortie du système sont regroupés sur une même ligne de sortie de retentât. - Le système comporte un compresseur au niveau de l'entrée d'alimentation du mélange gazeux dans le système. - les modules de séparation comportent des membranes tubulaires ou multicanaux. - les membranes tubulaires comprennent une couche microporeuse à base de silice dopée par du bore. -la surface membranaire de chaque module de séparation est adaptée de façon à obtenir des concentrations similaires entre le flux de reten- tât et le flux de perméat qui alimentent le même module de séparation suivant. La présente invention a également pour objet une utilisation d'un système selon l'invention pour la séparation d'hélium ou d'hydrogène dans des mélanges gazeux les comprenant et une installation nucléaire comportant un circuit caloporteur d'hélium muni d'un système de traitement selon l'invention. D'autres caractéristiques et avantages de l'invention ressortiront clairement de la description qui en est donnée ci-dessous, à titre indicatif et nullement limitatif, en référence aux figures annexées, parmi lesquelles : - la figure 1 est une représentation schématique simplifiée d'une pre- mière installation de traitement d'un mélange gazeux par perméation selon l'art antérieur; - la figure 2 est une représentation schématique simplifiée d'une seconde installation de traitement d'un mélange gazeux par perméation selon l'art antérieur; - la figure 3 est une représentation schématique simplifiée d'une troi- sième installation de traitement d'un mélange gazeux par perméation selon l'art antérieur ; - la figure 4 est une représentation schématique simplifiée d'une instal-lation de traitement d'un mélange gazeux selon l'invention ; - la figure 5 est une représentation schématique simplifiée d'un sys- tème de traitement d'un mélange gazeux selon l'invention ; - la figure 6 est une représentation schématique simplifiée d'un module de séparation regroupant plusieurs modules unitaires montés en pa- rallèle. Dans toutes les figures, les éléments communs portent les mêmes numéros de référence. Les figures 1 à 3 ont été décrites plus haut en référence à l'art antérieur. La figure 4 est une représentation schématique simplifiée d'une installation I de traitement d'un mélange gazeux selon l'invention. L'installation I comporte : - une entrée F d'alimentation du mélange gazeux à traiter, - 9 modules de séparation que l'on peut représenter sous la forme d'une matrice (Pi ), i étant un entier naturel variant de 1 à 3 et j étant un entier naturel variant de 1 à 3. Chacun desdits modules de séparation Ri comprenant : - une entrée de perméat Ep;i, - une sortie de perméat Sp;i, - une sortie de retentât Sr;i, Par exemple, le module de séparation P12 comporte une entrée de perméat Ep12, une sortie de perméat Sp12 et une sortie de retentât Sr12. L'entrée F d'alimentation du mélange gazeux correspond à l'entrée de perméat Ep11 du module de séparation P11. La sortie de perméat Sp;i est reliée à l'entrée de perméat Epi+11 du module de séparation P;+1j: cette liaison correspond au passage d'une étape i (ligne i de la matrice de modules de séparation) à une étape i+1 (ligne i+1 de la matrice de modules de séparation). La sortie de retentât Sr;i est reliée à l'entrée de perméat Ep;i+1 du module de séparation P;i+1: cette liaison correspond au passage d'un étage j (colonne j de la matrice de modules de séparation) à un étage j+1 (colonne j+1 de la matrice de modules de séparation). Afin de séparer un mélange gazeux, on charge le module de sépara- tion P11 avec un courant du mélange à une pression P1 par l'alimentation F. Il se produit alors une différence de pression entre les deux côtés de la membrane. Etant donné que la membrane a une perméabilité plus importante vis-à-vis d'un constituant du mélange que vis-à-vis d'un autre constituant du mé- lange, le perméat s'enrichit en constituant le plus perméable tandis que l'autre constituant reste essentiellement sur le côté non-perméat. On récupère ainsi en sortie de retentât un retentât à une pression P1 et en sortie de per-méat un perméat à une pression P2 inférieure à P1. L'installation I selon l'invention comporte 3 lignes de modules de sé- partition (correspondant à 3 étapes d'enrichissement en constituant le plus perméable en passant successivement d'une sortie de perméat à l'entrée de perméat suivante) et 3 colonnes de modules de séparation (correspondant à 3 étages d'enrichissement en constituant moins perméable en passant successivement d'une sortie de retentât à l'entrée de perméat suivant). Selon un mode de réalisation particulier, les différents flux de perméat (ici Sp31, Sp32 et Sp33) obtenus à la sortie de l'installation I peuvent être regroupés sur une même ligne de sortie (non représentée sur la figure 4) de perméat, même s'ils présentent des pressions et des compositions différentes; il en va de même des différents flux de retentât (ici Sr13, Sr23 et Sr33) obtenus en sortie de l'installation I qui peuvent être regroupés sur une même ligne de sortie de retentât. La figure 5 représente un système S de traitement d'un mélange gazeux selon l'invention. Le système S comporte une installation I similaire à celle décrite en référence à la figure 4 (la seule différence réside dans le fait que l'installation I de la figure 5 comporte 2 lignes de modules de séparation et non 3 comme c'est le cas sur l'installation de la figure 4). Le système S se présente sous la forme d'une structure matricielle (M;) à 4 lignes (L1 à L4) et 6 colonnes (Cl à C6) comportant 24 éléments i étant un entier naturel variant de 1 à 4 et j étant un entier naturel variant de1 à6. Un élément M;i est soit un module de séparation P;i (tel que ceux dé- crits en référence à la figure 4) soit un élément vide. Ainsi, par exemple M32 est un module de séparation P32 alors que M31 est un élément vide. On notera que l'installation I de la figure 4 est un cas particulier de système S dans lequel chacun des éléments M;i est un module de sépara-tion (pas d'élément vide). Dans le cas de la figure 5, le système S comporte 15 modules de séparation (au lieu des 24 possibles) : - sur la ligne L1 : 3 modules de séparation P11 à P13, - sur la ligne L2 : 4 modules de séparation P21 à P24, - sur la ligne L3 : 4 modules de séparation P32 à P35, - sur la ligne L4 : 4 modules de séparation P43 à P46. Les autres éléments M;i sont des éléments vides. De façon générale, la sortie de perméat du module de séparation P;i est reliée à l'entrée de perméat du module de séparation P;+1j lorsque ce dernier existe. De même, la sortie de retentât du module de séparation P;i est reliée à l'entrée de perméat du module de séparation P;i+1 lorsque ce dernier existe. Ainsi, la sortie de perméat Sp22 du module de séparation P22 est re- liée à l'entrée de perméat Ep32 du module de séparation P32. De même, la sortie de retentât Sr22 du module de séparation P22 est reliée à l'entrée de perméat du module de séparation P23. Inversement, la sortie de perméat Sp32 du module de séparation P32 n'est reliée à aucun module de séparation (M42 est un élément vide). De même, la sortie de retentât Sr24 du module de séparation P24 n'est reliée à aucun module de séparation (M25 est un élément vide). Les différents flux de perméat (ici Sp21, Sp32, Sp43, Sp44, Sp45, et Sp46) obtenus à la sortie du système S sont regroupés sur une même ligne de sortie de perméat Lp; il en va de même des différents flux de retentât (ici Sr13, Sr24, Sr35 et Sr46) obtenus en sortie du système S qui sont regroupés sur une même ligne de sortie de retentât Lr. Selon un mode de réalisation préférentiel, on peut choisir des conditions opératoires (Pression, Température, flux et composition de l'alimentation) et la surface membranaire de chaque module de séparation de façon à obtenir des concentrations similaires entre le flux de retentât et le flux de perméat qui alimentent le même module de séparation (cf. par exemple concentrations des flux F1 et F2 tels que représentés sur les figu- res 4 et 5). Dans ce cadre, l'installation I et le système S selon l'invention trou-vent notamment une application très intéressante dans le traitement des courants d'hélium caloporteur utilisés notamment dans le circuit primaire des réacteurs nucléaires à haute température de nouvelle génération, dits HTR ( High Temperature Reactor en anglais). Dans ces réacteurs, les impure-tés telles que CO, CO2 ou CH4, ainsi que des produits de fissions de type Xe ou Kr, qui sont présents dans l'hélium doivent être éliminés, dans la mesure où ils sont source de corrosion. En plus des applications spécifiques précitées, l'installation et le système selon l'invention trouvent des applications dans de nombreux domaines d'utilisation, compte tenu de leurs multiples avantages. En particulier, l'installation et le système selon l'invention peuvent être utilisées pour extraire de l'hydrogène H2 à partir de mélanges gazeux le contenant, comme des effluents de raffineries pétrochimiques, ou pour éliminer des polluants gazeux présents dans un flux d'hydrogène, par exemple préalablement à son introduction dans un réacteur de synthèse, ou bien encore dans des piles à combustibles (notamment de type PEM Proton Ex- change Membrane en anglais) où elles permettent, entre autres, d'éliminer les gaz de type CO susceptibles d'empoisonner les catalyseurs. On notera que des membranes ayant une efficacité de séparation élevée en termes de perméance et de sélectivité sont d'autant plus difficiles à obtenir que le diamètre cinétique des gaz à séparer est faible. Ainsi dans le cas des applications citées plus haut (séparation de l'hélium avec un dia-mètre cinétique inférieur à 0.30 nm ou de l'hydrogène présentant un diamètre cinétique proche de celui de l'hélium), on pourra par exemple utiliser des modules de séparation regroupant une ou des membranes tubulaires telles que celles décrites dans l'article Development of new microporous silica membranes for gas separation (Barboiu et al. World Hydrogen Energy Conference û 13-16 juin 2006 û Lyon). Ces membranes comprennent une couche microporeuse à base de silice dopée par du bore. Dans le cas de l'application HTR, la pression d'alimentation P1 est de l'ordre de 70 bars : cette pression est donc suffisamment élevée pour per-mettre le fonctionnement de l'installation I sans compresseur d'entrée ; le flux de perméat total de sortie sera alors réintroduit dans le réacteur (un compresseur étant nécessaire pour permettre la recirculation du perméat vers le réacteur). Dans le cas d'applications avec des alimentations à plus basse pression, il peut s'avérer nécessaire de rajouter un compresseur au niveau de l'alimentation F. Comme nous l'avons dit dans la partie introductive, les systèmes en cascade avec recyclage sont normalement développés pour des concentra- tions gazeuses d'impuretés plutôt élevées (>5%). Ainsi, les systèmes en cascade ne sont pas adaptés pour traiter des impuretés très diluées. Dans le cas de l'application HTR, les impuretés sont très diluées, de l'ordre du vpm (volume par million). En outre, la quantité d'hélium à récupérer doit être la plus élevée possible (>99%). L'installation et le système selon l'invention sont particulièrement adaptés à ce type d'application dans la mesure où on peut adapter le nombre d'étages et d'étapes de façon à récupérer une grande quantité d'hélium traversant la surface membranaire vers le perméat et à permettre une filtration efficace en dépit d'impuretés très diluées. On constate que la différence entre l'installation I de la figure 4 et le système S de la figure 5 consiste à éliminer (dans le cas du système S) progressivement des modules de séparation que se trouvent dans les extrémités (dans la partie basse et gauche de la matrice et dans la partie haute et droite de la matrice). Les principales raisons de cette élimination sont les suivantes : - les modules de séparation peuvent être éliminés car on a une diminution progressive du flux au fur et à mesure qu'on augmente le nombre d'étages et/ou d'étapes. - Les modules de séparation peuvent être éliminés car on ne souhaite pas une augmentation trop importante de la concentration des composés (dans le cas de l'application HTR, i.e. impuretés) dans le retentât ou une augmentation trop importante des composés dans le per-méat (dans le cas de l'application HTR, la concentration de l'hélium est trop élevée par rapport aux besoins de recirculation vers le réacteur et la concentration des impuretés dans l'hélium de recirculation est trop faible). On notera que chacun des modules Ri unitaires tels que représentés en figure 4 et 5 peut également être un module de séparation comportant une pluralité de modules unitaires montés en parallèle ; un tel exemple de module de séparation P est représenté en figure 6. Ce module de séparation comporte trois modules de séparation unitaires MI à M3. L'alimentation se sépare en trois flux pour alimenter de la même manière les entrées de chacun desmodules unitaires MI à M3. Les sorties de retentât des modules MI à M3 sont reliées entre elles de manière à former une sortie de retentât globale. De même, les sorties de perméat des modules MI à M3 sont reliées entre elles de manière à former une sortie de perméat globale. Quand les flux sont très importants, pour diminuer la vitesse du fluide à l'intérieur des modules et avoir des tailles de modules adéquats, on peut donc utiliser des modules connectés en parallèle. Cela permet de diminuer la vitesse des gaz à l'intérieur des modules de séparation (donc la perte de charge) et égale-ment de travailler avec de tailles de modules (surface de séparation) acceptables. Bien entendu, l'invention n'est pas limitée au mode de réalisation qui vient d'être décrit. Notamment, le nombre d'étages et d'étapes de l'installation représentée en figure 4 sont identiques mais ils peuvent bien entendu être différents. En outre, nous avons décrit à titre illustratif une membrane de type tubulaire mais l'invention s'applique à tout type de membrane (membranes planes ou membranes tubulaires, monocanaux ou multicanaux) et à tout type de module de séparation. Il en est de même pour le matériau utilisé pour la membrane qui peut être polymère, minéral et/ou composite. Enfin, on pourra remplacer tout moyen par un moyen équivalent. REVENDICATIONS 1. Installation (I) de traitement d'un mélange gazeux par perméation comportant m*n modules de séparation Ri, m et n étant des entiers naturels supérieurs ou égaux à 2, i étant un entier naturel variant de 1 à m et j étant un entier naturel variant de 1 à n, chacun desdits modules de séparation Ri comprenant : - une entrée de perméat Ep;i, l'entrée de perméat Ep11 du module de séparation P11 correspondant à l'entrée (F) d'alimentation du mélange gazeux dans ladite installation (I), - une sortie de perméat Sp;i, - une sortie de retentât Sr;i, ladite installation étant caractérisée en ce que : - ladite sortie de perméat Sp;i est reliée à l'entrée de perméat Ep;+1i du module de séparation P;+1], - ladite sortie de retentât Sr;i est reliée à l'entrée de perméat Ep;i+1 du module de séparation P;i+1. 2. Système (S) de traitement d'un mélange gazeux par perméation comportant au moins une installation selon la revendication 1, ledit système étant représenté par une structure matricielle Mij à p lignes et q colonnes comportant p*q éléments Mij, i étant un entier naturel variant de 1 à p et j étant un entier naturel variant de 1 à q, Mij étant soit un module de séparation Pij soit un élément vide, chacun desdits modules de séparation Ri comprenant : - une entrée de perméat Ep;i, - une sortie de perméat Sp;i, - une sortie de retentât Sr;i, ladite sortie de perméat Sp; i étant reliée à l'entrée de perméat Ep;+1i du module de séparation P;+1j lorsque ce dernier existe et ladite sortie de retentât Sr;i étant reliée à l'entrée de perméat Ep;i+1 du module de séparation P;i+i lorsque ce dernier existe, l'élément Mil étant un élément non vide correspondant au module de séparation P11 appartenant à ladite au moins une installation, l'entrée de perméatEp11 du module de séparation P11 correspondant à l'entrée (F) d'alimentation du mélange gazeux dans ledit système. 3. Système (S) selon la revendication 2 caractérisé en ce que les différents flux de perméat (Sp21, SP32, Sp43, Sp44, Sp45, et Sp46) obtenus à la sortie dudit système (S) sont regroupés sur une même ligne de sortie de perméat (Lp) et/ou les différents flux de retentât (Sr13, Sr24, Sr35 et Sr46) obtenus en sortie dudit système (S) sont regroupés sur une même ligne de sortie de retentât (Lr). 4. Système selon l'une des revendications 2 ou 3 caractérisé en ce qu'il comporte un compresseur au niveau l'entrée (F) d'alimentation du mélange gazeux dans ledit système. 5. Système selon l'une des revendications 2 à 4 caractérisé en ce que lesdits modules de séparation comportent des membranes tubulaires. 6. Système selon l'une des revendications 2à 4 caractérisé en ce que lesdits modules de séparation comportent des membranes multicanaux. 7. Système selon l'une des revendications 5 ou 6 caractérisé en ce que lesdites membranes comprennent une couche microporeuse à base de silice dopée par du bore. 8. Système selon l'une des revendications 2 à 7 caractérisé en ce que la surface membranaire de chaque module de séparation est adaptée de façon à obtenir des concentrations similaires entre le flux de retentât et le flux de perméat qui alimentent le même module de séparation. 9. Système selon l'une des revendications 2 à 8 caractérisé en ce qu'au moins un des modules de séparation comporte une pluralité de modu- les de séparation unitaires montés en parallèle. 10. Utilisation d'un système selon l'une des revendications 2 à 9 pour la séparation d'hélium ou d'hydrogène dans des mélanges gazeux les comprenant. 11. Installation nucléaire comportant un circuit caloporteur d'hélium muni d'un système de traitement selon l'une des revendications 2 à 9.