La présente invention se rapporte à un procédé pour récupérer les hydrocarbures relativement peu volatils d'un mélange normalement à l'état gazeux composé essentiellement d'hydrocarbures, par exemple du gaz naturel, et concerne plus particulièrement un procédé pour séparer le composant relativement plus volatil, par exemple le méthane d'un tel mélange. Après la séparation du liquide entraîné, le gaz naturel se compose principalement de méthane. Toutefois, il contient en général aussi une certaine proportion de composants plus lourds par exemple d'éthane, de propane, de butane et d'autres hydrocarbures ayant un point d'ébullition de l'ordre de celui de l'essence. Les hydrocarbures ayant un poids moléculaire plus élevé que celui du méthane ont diverses utilisations qui font qu'il n'est pas économique de les briller avec le méthane en tant que gaz combustible ordinaire. C'est ainsi, par exemple, que le propane est largement utilisé pour la fabrication d'éthylène et comme combustible domestique. Le butane est couramment soumis à une déshydrogénation pour produire du butylène et du butadiène qui servent à la fabrication de caoutchoucs synthétiques et de résines.Par ailleurs, il est évidemment plus avantageux d'utiliser l'essence comme carburant pour des moteurs à combustion interne que dans les fours et les brûleurs. La présente invention est un perfectionnement du procédé décrit dans le brevet américain n" 2.973.834 intitulé "Hydrocarbon Recovery from Natural Gas". Le procédé décrit dans ce brevet implique une séparation des hydrocarbures relativement lourds, notamment de ceux ayant un poids moléculaire supérieur à celui de l'éthane contenus dans le gaz naturel, par condensation de ces hydrocarbures sous une pression élevée et à basse température, suivie d'une distillation du condensat. Du fait qu'une proportion non négligeable de méthane se condense avec les hydrocarbures plus lourds, le condensat initial est d'abord soumis à une première séparation flash afin d'éliminer une grande partie de ce méthane.Or, du fait qu'une partie appréciable des hydrocarbures lourds tend à se vaporiser avec le méthane pendant la séparation flash, on ajoute une petite quantité d'hydrocarbures relativement lourds, de préférence recyclés des étapes ultérieures de distillation fractionnée, au condensat d'entrée avant la première séparation flash afin d'améliorer l'efficacité de cette opération. La phase gazeuse qui résulte de la première séparation flash se compose principalement de méthane et d'un peu d'hydrocarbures relativement lourds. Ce gaz est ensuite recomprimé avant d'être envoyé dans la conduite de sortie du gaz naturel traité. Les hydrocarbures relativement lourds présents dans cette phase sont donc perdus. Le liquide récupéré pendant la première séparation flash est soumis à une seconde séparation flash à une pression et à une température plus basses afin de volatiliser la majeure partie du méthane restant. La phase gazeuse de la seconde séparation flash est combinée avec l'effluent de la première séparation flash et le liquide restant est ensuite séparé en ses composants par une distillation fractionnée. Bien que ce procédé soit généralement satisfaisant, il est néanmoins ex trêmement souhaitable d'améliorer la séparation des hydrocarbures relativement lourds du méthane et de l'éthane du gaz naturel. La perte d'hydrocarbures lourds contenus dans la phase gazeuse issue de la première séparation flash doit être maintenue à un minimum absolu. Toutefois, le coût des étapes de traitement supplémentaires doit, lui aussi, être maintenu à un minimum pour qu'il soit économiquement possible d'utiliser ce procédé de séparation perfectionné. On vient de découvrir maintenant que la séparation des hydrocarbures relativement lourds d'un composant plus volatil, par exemple du méthane, pouvait être sensiblement améliorée, et ce en n'augmentant que de façon minime le coût total du traitement. Plus précisément, l'addition d'un hydrocarbure plus lourd à chacune des deux séparations flash améliore considérablement la séparation, même sous des températures et des pressions plus élevées. La récupération des hydrocarbures relativement lourds est particulièrement bonne quand la première addition d'une fraction d'hydrocarbures lourds au courant d'alimentation est constituée par le condensat d'une étape de séparation flash suivante ou auxiliaire. Dans un mode de réalisation préféré de la présente invention, on ajoute une fraction d'hydrocarbures relativement lourds à la phase gazeuse obtenue par la première séparation flash, puis on soumet le mélange à une séparation flash auxiliaire. La phase gazeuse obtenue par cette séparation flash auxiliaire est exceptionnellement pauvre en hydrocarbures relativement lourds et peut être utilisée comme gaz naturel traité. I1 est à noter que les avantages de l'invention sont obtenus avec une augmentation extrêmement faible du coût de l'équipement. En effet, le procédé ne demande qu'un ballon de détente supplémentaire et ne nécessite ni tour de fractionnement, ni autre appareil de distillation compliqué pour réaliser la séparation améliorée de la présente invention. De plus, les séparations flash peuvent être exécutées à une température légèrement supérieure à la pression critique du méthane et à des températures plus élevées en rapport. En conséquence, le procédé selon l'invention peut être exécuté avec une diminution du coût de la réfrigération et de la recompression, comparativement aux procédés antérieurs conduits à ou près de la pression critique du méthane et à des températures plus basses. D'autres caractéristiques et avantages de l'invention ressortiront de la description qui va suivre, en référence au dessin annexé, dans lequel - la figure 1 est un schéma de principe illustrant un premier mode de mise en oeuvre du procédé de l'invention ; et, - l'es figures 2 et 3 sont des schémas analogues illustrant des variantes de mise en oeuvre de ce procédé. Sur la figure 1, le gaz naturel qui arrive sous une pression de 73,5 kg/cm2 , et à une température de 38"C à l'entrée 10 de l'installation, est détendu à environ 56 kg/cm2 dans le détendeur 12, puis est refroidi dans un échangeur de chaleur 14 à environ 18"C par recirculation du gaz produit dans des conduits 16 et 18. Le gaz d'entrée ainsi refroidi sortant par le conduit -15 de l'échangeur de chaleur 14 est ensuite déshydraté dans un sécheur 20 garni d'un dessicant approprié, tel que l'alumine. Le gaz déshydraté quitte le sécheur 20 par un conduit 22 et traverse un échangeur de chaleur à basse température 22.Dans ltéchangeur 24, le refroidissement est, de préférence, réalisé en recirculant le gaz produit dans des conduits 16 et 18, ce gaz étant à une température plus basse que dans l'échangeur 14 et aussi par une réfrigération en cascade avec des courants de réfrigérant successifs refroidis extérieurement. C'est ainsi, par exemple, que les courants de réfrigérant peuvent être constitués par du propane bouillant (C3) à -9,5 C circulant à travers un conduit 26 à l'extrémité plus chaude de l'échangeur 24, ou par d'autres réfrigérants circulant dans des conduits appropriés à d'autres points de l'échangeur 24. Les échangeurs de chaleur 14 et 24 peuvent évidemment comprendre une batterie de plusieurs échangeurs occupant diverses positions et parcourus par divers courants mutuellement en échange de chaleur. La disposition spécifique de ces échangeurs dépend de certaines considérations pratiques, par exemple en vue de réduire à un minimum les frais d'équipement ou les coûts d'exploitation. Le gaz partiellement condensé du conduit de sortie 22 de l'échangeur de chaleur 24 est combiné avec le courant d'hydrocarbures paraffiniques du conduit 34 obtenu comme il est expliqué ci-après, puis est envoyé dans un premier séparateur flash ou ballon de détente 36, où il est séparé à une température d'environ -45,5 C et à une pression de 56 kg/cm2 en un condensat et en un gaz composé de méthane, débarrassé d'une grande partie des hydrocarbures plus lourds initialement présents dans le gaz naturel. Le condensat, contenant la majeure partie des hydrocarbures plus lourds que le méthane initialement présents dans le gaz naturel, est évacué du séparateur flash 36 par un conduit 38 en vue de subir d'autres traitements, tandis que le gaz ainsi séparé sort par un conduit 40. Le gaz du conduit 40 se compose de méthane et d'une certaine quantité des hydrocarbures plus lourds initialement contenus dans le gaz naturel. Bien qu'il soit souhaitable que tous ces hydrocarbures se séparent avec le condensat dans le séparateur flash 36, et sortent avec celui-ci par le conduit 38, pour se rendre aux points de traitement ultérieurs, il est de fait qutunepartie de ces hydrocarbures tend à se vaporiser avec le méthane. Selon la technique antérieure les hydrocarbures relativement lourds ainsi vaporisés en même temps que le méthane dans le premier séparateur flash 36, sortent de l'installation incorporés au gaz naturel traité et ne peuvent plus être récupérés.Par contre, selon l'invention, le gaz du conduit 40 est soumis à une seconde étape de séparation, comme décrit ci-après, de sorte qu'une fraction supplémentaire des hydrocarbures relativement lourds est récupérée du gaz naturel et est soumise à une distillation fractionnée ultérieure. Plus précisément, on combine le gaz du conduit 40 avec un courant liquide d'hydrocarbures plus lourds provenant d'un conduit 42. De préférence, le courant transporté par le conduit 42 contient une fraction de composants relativement lourds obtenus par un fractionnement d'hydrocarbures, comme il est expliqué ci-après. D'une manière générale, le courant du conduit 42 peut être une fraction d'hydrocarbures ayant un poids moléculaire moyen supérieur à celui du butane. Toutefois, dans la plupart des cas, la majeure partie au moins des hydrocarbures utilisés aura un point d'ébullition qui n'est pas supérieur à celui du kérosène, c'est-à-dire 260"C. Une fraction d'hydrocarbures dont la majeure partie aun point d'ébullition de l'ordre de celui de l'essence est préférable.Habituellement, la quantité d'hydrocarbures introduite au moyen du conduit 42 dans le conduit de gaz 40 peut s'échelonner entre environ 0,5 moles X et 10 moles % de la quantité de gaz d'alimentation circulant dans le conduit 22. Le mélange d'hydrocarbures des conduits 40 et 42 est ensuite envoyé dans un séparateur flash auxiliaire 44 où il est séparé en une phase de vapeur et un condensat à environ - 51"C et sous une pression d'environ 56 kg/cm2. Cette phase gazeuse, qui se compose principalement de méthane, sort de l'installation en tant que gaz naturel traité, par un conduit 18. Le conduit 18 fait passer ce gaz à travers les échangeurs de chaleur 24 et 14, dans lesquels il est chauffé par le courant de gaz d'entrée circulant dans les conduits 22 et 10. Le gaz du conduit 18 est ensuite recomprimé à une pression de distribution ou de transport de 68 kg/cm2 au moyen d'un compresseur 46, puis sort de l'installation en tant que produit traité par le conduit 48. La phase liquide du séparateur flash auxiliaire 44 est soutirée par un conduit 34, est combinée avec le gaz d'alimentation du conduit 22, puis est envoyée dans le premier séparateur flash 36, comme décrit ci-dessus. Ainsi, selon le mode de réalisation préféré de l'invention, les hydrocarbures relativement lourds qui se sont initialement vaporisés dans le premier séparateur flash 36 sont recyclés par la séparation suivante dans le séparateur auxiliaire 40, améliorant ainsi la récupération des hydrocarbures relativement lourds. Comme il a été indiqué ci-dessus, la phase liquide obtenue dans le premier séparateur flash 36 est soutirée par le conduit 38. La pression du liquide issu du séparateur 36 est abaissée par une valve 46, ce dont résulte un nouveau refroidissement à environ - 510C dû à une détente Joule-Thompson, et le mélange résultant de liquide et de vapeur est envoyé par le conduit 38 dans l'extrémité froide de l'échangeur de chaleur 24 où il sert à refroidir le gaz d'entrée. I1 est- ensuite séparé à -45,50C et sous 35 kg/cm2 dans le second séparateur flash 49, fournissant ainsi un courant de gaz, lui aussi principalement composé de méthane, et un liquide contenant la majorité des hydrocarbures plus lourds que le méthane contenus dans le gaz initial et qui contient encore un peu de méthane.Le condensat du second séparateur flash 49 est envoyé par un conduit 54 dans la partie froide de l'échangeur de chaleur à basse température 24, puis dans une colonne de déséthanisation 56. Le courant de gaz issu du séparateur 49, traverse les conduits 50 et 16 pour gagner les échangeurs de chaleur 24 et 14. Ensuite, quand le gaz du conduit 16 a quitté l'échangeur 14, il est comprimé à la pression désirée dans un compresseur 52, puis est combiné avec le gaz du conduit 18 avant d'être introduit dans le conduit de produit 48. Comme il a été mentionné ci-dessus, le liquide provenant du second séparateur flash 49 est fractionné dans le déséthanisateur 56 en un produit de tête composé presque entièrement de méthane et d'éthane et en un produit de queue contenant du propane et des hydrocarbures plus lourds. Le chauffage de la colonne 56 est assuré par la vapeur d'un rebouilleur 58 et par reflux d'éthane bouillant à -540C dans un condenseur 60 installé au sommet, le méthane traversant le condenseur 60 dans un conduit 62. Le gaz de tête à -45 C et sous une pression de 32 kg/cm2 quitte le condenseur par le conduit 16 et se combine avec le gaz de sortie du conduit 50. Dans ce mode de réalisation particulier, on ne sépare pas l'éthane aux fins d'une utilisation ultérieure, mais on le laisse simplement dans le gaz produit.Toutefois, il entre également dans le cadre de l'invention de séparer l'éthane du mélange d'éthane et de méthane. Les produits de queue du déséthanisateur sont transférés par un conduit 64 aux étages ultérieurs de fractionnement et de traitement qui sont bien connus. C'est ainsi par exemple que les étages de fractionnement 66 pourraient comprendre une colonne de débutanisation, une tour de lavage basique, une colonne de dépropanisation pour séparer le propane et le butane et pour délivrer les fractions ainsi séparées par des conduits 68 et 70. La fraction de recyclage, mentionnée plus haut, est délivrée par les étages de traitement et de fractionnement au moyen du conduit 42 et l'essence qui peut être la même que la fraction de recyclage, est délivrée par un conduit 72. La figure 2 est une représentation schématique d'un autre mode opératoire qui permet d'augmenter encore davantage la quantité de méthane récupérée et sa pureté comparativement à l'installation de la figure 1. Dans cette installation, le courant d'almentation arrivant par le conduit 110 est refroidi par échange de chaleur avec les gaz traités dans un échangeur de chaleur 114 et le gaz refroidi en 115 est déshydraté dans un sécheur 120. Le gaz sec froid issu du sécheur 120, circulant dans le conduit 122, est soumis à un second refoidissement dans un échangeur de chaleur 124 avant d'être introduit dans le ballon de détente 123.Les vapeurs du ballon 123 sont convenablement décomprimées dans un détendeur 125 et sont mélangées avec le condensat qui a été détendu à travers une valve 125a, le courant combiné résultant dans le conduit 127 étant alors envoyé dans le premier séparateur flash 136. Le courant du conduit 127 est préalablement mélangé avec une fraction d'hydrocarbures lourds provenant d'un conduit 134. Ce mélange est détendu dans le séparateur 136 à une température d'environ -45,5 C et sous une pression d'environ 56 kg/cm2 afin de produire une vapeur de tête dans le conduit 140. La vapeur du conduit 140 est mélangée avec une fraction d'hydrocarbures lourds 142 provenant de l'étage de fractionnement final 166, qui a été refroidie dans un échangeur de chaleur 143.Ce mélange subit un second refroidissement dans un échangeur de chaleur 141, puis est introduit dans un ballon 144 ob il est détendu à une température d'environ -45,5 C et sous une pression d'environ 55 kg/cm2. La vapeur de tête de cette étape de détente est envoyée par un conduit 118 dans les échangeurs de chaleur 124 et 114 et est comprimée en 146 avant d'être introduite dans le conduit 148 transportant le méthane produit. Les condensats de queue sortant en 134 du ballon de détente 144 représentent la fraction d'hydrocarbures lourds qui est ajoutée au courant d'alimentation refroidi du conduit 127. Le condensat du ballon de détente 136 est introduit par un conduit 138 et une valve 146, dans le ballon de détente 149 après un échange de chaleur avec le courant de capteur 118 mentionné ci-dessus, dans l'échangeur de chaleur 124. Ce condensat est détendu dans le ballon 149 à une température d'environ - 45,5 et sous une pression d'environ 55 kg/cm2. La vapeur de tête de cette étape de détente est évacuée par le conduit 116, est chauffée dans les échangeurs 124 et 114, puis est comprimée dans le compresseur 152 avant d'être introduite, par le conduit 118, dans le conduit de gaz de sortie 148. Les condensats de queue sont évacués par le conduit 150 et la valve 152, puis sont envoyés dans le ballon final 156. Ces condensats spnt détendus dans le ballon 156 à une température d'environ -45,5 C et sous une pression d'environ 13 kg/cm2. La vapeur de tête du ballon de détente 156 passe par le conduit 163 dans le conduit 165, où elle se combine avec les vapeurs du conduit 161, ces vapeurs étant comprimées dans le compresseur 152a avant d'être combinées avec les vapeurs de tête des étages de détente précédents. Le condensat lourd de queue du ballon 156 est évacué par un conduit 157 et est introduit dans un rectificateur ou dans un distillateur 159. Le méthane encore présent dans le condensat est évacué par un conduit 161 avant de se combiner dans un conduit 165 avec la vapeur du conduit 163. La chaleur est fournie au distillateur 159 par le rebouilleur 158 comprenant le conduit de by-pass 164. Le produit de queue, qui contient maintenant la majeure partie des hydrocarbures plus lourds que le méthane initialement présents dans le courant d'entrée est introduit dans la colonne de fractionnement 166, comme il a été décrit ci-dessus. Les courants secondaires 167, 168, 170 et 172 correspondent aux courants similaires de la colonne 66 de la figure 1. Les hydrocarbures lourds sont évacués en 142. La figure 3 illustre un autre mode opératoire qui convient tout particulièrement aux cas où l'on recherche une récupération très poussée de l'éthane et/ou du propane. Dans ce cas, le distillateur 159 de la figure 2 est remplacé par deux ballons 256 et 260. Les vapeurs du premier ballon 256 sont amenées au contact, dans le second ballon 260, avec la fraction d'hydrocarbures lourds 242 qui, précédemment, était envoyée directement dans le ballon 44 de la figure 1 et dans le ballon 144 de la figure 2. Ce contact diminue les pertes d'éthane et/ou de propane par entratnement dans le gaz à basse pression sortant de l'installation, du fait que ceux-ci sont absorbés par les hydrocarbures plus lourds. Le liquide de ce ballon est ensuite dirigé, comme précédemment, dans le ballon 244. Chacun des autres éléments de la figure 3 a déjà été décrit en détail. Ces éléments correspondent aux éléments de la figure 2, mais leur référence numérique a été augmentée de 100, c'est-à-dire, par exemple, que le conduit d'entrée, qui porte la référence 210 sur la figure 3 est désigné par 110 sur la figure 2. On présume que l'amélioration dela séparation obtenue par le présent procédé peut s'expliquer comme suit : l'addition d'hydrocarbures relativement lourds à un mélange de gaz naturels élève la pression de convergence du mélange résultant. Or, on sait que la pression de convergence d'un mélange donné, est la pression pour laquelle la constante d'équilibre gaz-liquide de chaque composant du mélange est égale à 1. Ainsi, à la pression de convergence d'un mélange donné, les phases gazeuses et liquides produites par la séparation flash auront des compositions identiques du fait que les volatilités relatives de tous les composants sont identiques.Inversement, lorsque l'on change la composition d'un mélange, de manière à élever la pression de convergence, les séparations flash des composants du mélange, à une pression donnée, se traduisent par une meilleure séparation de ces composants, du fait que les volatilités relatives de ces derniers sont plus différentes. Les exemples qui suivent, qui n'ont bien entendu aucun caractèrelimitatif, feront mieux comprendre les particularités de l'invention. EXEMPLES On traite un gaz naturel pour en éliminer une grande partie des hydrocarbures plus lourds que le méthane selon le procédé décrit plus haut. Le tableau 1 indique la composition du gaz d'entrée. Le bioxyde de carbone et le sulfure d'hydrogène, qui étaient présents dans le gaz initial, ont été éliminés par des moyens classiques afin de produire le gaz d'entrée indiqué. TABLEAU 1 Mole % Azote 0,76 Méthane 89,02 Ethane 5,18 Propane 2,34 iso-Butane 0,60 n-Butane 1,07 iso-Pentane 0,27 n-Pent ane 0,31 Hexane 0,27 Heptane 0,14 Octane 0,03 Nonane 0,01 Hydrocarbures ayant un point d'ébullition supérieur à 200"C néant Le tableau 2 représente des données indiquant les résultats obtenus avec le procédé de l'invention exécuté sous différentes pressions et températures. Pour ces exemples, les hydrocarbures lourds recyclés ont été simulés par un mélange de 2,18 moles % d'heptane et de 1,52 moles % de toluène, en prenant la composition du gaz d'entrée pour 100%.En conséquence, la proportion totale d'hydrocarbures lourds recyclés a été choisie égale à 3,70 moles % à titre d'exemple. TABLEAU 2 Exemple Témoin 1 2 3 4 * 5 6 Premier ballon C 56 56 51 45,5 45,5 45,5 45,5 Ballon auxiliaire C 56 51 56 51 45,5 45,5 Pression, kg/cm2 56 56 56 56 56 56 70 Liquide ler ballon, moles % condensé Méthane 14,2 15,3 11,9 9,8 9,7 9,6 13,7 Ethane 51,5 62,2 54,8 50,2 48,0 46,6 49,1 Propane 80,5 92,7 90,9 88,4 86,9 84,8 81 Butane 93,3 99,1 98,8 98,4 98,2 97,7 95 Pentane 98,0 99,9 99,9 99,8 99,8 99,8 99,2 Hexane et au-dessus 98,0 96,5 96,5 96,6 96,7 96,2 89,2 Vapeur ballon auxiliaire, kg. moles/h Mélange gazeux, moles /h 8017,556 7820,410 8093,800 8384,984 8411,666 8432,368 8072,100 Million de litres/jour 4508 4396 4578 4718 4732 4746 4536 Pertes de pentane et d'hydrocarbures plus lourds 5724 4452 4452 4293 4293 4929 15264 litres/jour * Conditions optimales On voit que le procédé en deux étapes de l'invention procure une meilleure séparation que le procédé à une étape du brevet américain n 2.973.834 précité.Ces résultats sont surprenants car on ne saurait prévoir que la simple modification de la Drésente invention puisse augmenter le degré de récupération du butane de 380.000 litres/jour (témoin) à 400.000 litres/jour (exemple 4) et puisse réduire les pertes de pentane et des composants plus lourds de 5.700 litres/jour (témoin) à 4.300 litres/jour (exemple 4), notamment en opérant à des températures plus élevées diminuant ainsi les frais de réfrigération, en même temps que les dépenses de recompression. Les conditions de l'exemple 4 ont donné les meilleurs résultats et sont donc les conditions indiquées ci-dessus dans le mode de réalisation préféré de l'invention. I1 ressort clairement des données ci-dessus que d'autres températures et pressions peuvent aussi être utilisées avec de bons résultats. Pour obtenir des résultats satisfaisants, les limites de température doivent généralement être comprises entre environ -40 C et environ -730C. De même, selon le coursant d'alimentation et selon les besoins de l'utlisateur, la plage des pressions se situe généralement entre 35 kg/cm2 et 77 kg/cm2 . - REVENDICATIONS 1. Procédé de séparation du méthane des hydrocarbures de poids moléculaire plus élevé contenus dans le gaz naturel, caractérisé en ce qu'il comprend les étapes consistant à soumettre le gaz naturel à une pression inférieure à sa pression de convergence, à abaisser la température du gaz naturel pour provoquer une condensation partielle du gaz naturel, à ajouter une première quantité desdits hydrocarbures de poids moléculaire plus élevé audit gaz naturel partiellement condensé, de façon à former un premier mélange, à séparer ledit premiermélange en une phase gazeuse et une phase condensée au cours d'une première étape de séparation "flash", à ajouter à ladite phase gazeuse ainsi séparée une seconde quantité desdits hydrocarbures de poids moléculaire plus élevé de façon à former un second mélange, à soumettre ledit second mélange à une pression inférieure à la pression de convergence dudit second mélange, à abaisser la température dudit second mélange, de façon à former une phase gazeuse et une phase condensée, et consistant, ensuite, à séparer lesdites phases dans une étape auxiliaire de séparation "flash". 2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que ladite première quantité desdits hydrocarbures de poids moléculaire élevé, est au moins une portion de la phase condensée séparée dans ladite étape auxiliaire de séparation "flash". 3. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 et 2, caractérisé en ce que ladite première étape de séparation "flash" et ladite étape auxiliaire de separation "flash" sont effectuées à une température comprise entre -400C et -730C environ, et à une pression située entre 35 kg/cm2 et 77kg/cm2. 4. Procédé selon ltune quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que les hydrocarbures de poids moléculaire plus élevé sont choisis parmi les suivants : propane, butane et hydrocarbures dont le point d'ébullition est proche de celui de l'essence. 5. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'on exécute ladite première étape de séparation "flash" a une température de -45,50C environ, ladite étape auxiliaire de séparation "flash" étant exé cutée à une température d'environ -510C, et les deux étapes de séparation étant effectuées sous une pression d'environ 56 kg/cm2. 6. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la phase coensée résultant de ladite première étape de séparation "flash est refroidie, puis soumise à une etape supplémentaire de séparation "flash". 7. Procédé selon larevendication 6, caractérisé en ce que la phase condensée resultant de ladite étape supplémentaire de séparation "flash" est soumise à une distillation fractionnée. 8. Procédé selon la revendication 7, caractérisé en ce qu'on soumet ladite phase condensée à une rectification avant la distillation fractionnée. 9. Procédé selon la revendication 8, caractérisé en ce qu'on effectue ladite rectification dans un premier et un second ballons, la phase liquide provenant du premier ballon étant soumise à une distillation fractionnée afin de fournir, entre autres, un composant hydrocarbure moins volatil qui est introduit dans le second ballon en même temps que la phase gazeuse provenant du premier ballon. 10. Méthane séparé par le procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes.