Rapport de stage : Projet de fin d’année Département : Génie des procédés industriels Sous le thème : Détection des problème de la tour d’absorption HRS de l’unité JFC1 à l’OCP Jorf Lasfar et Proposition de solutions Réalisé par : ELAAJI Hafsa Encadré par : Mr. FERGHASS Zakaria Année universitaire : 2015-­‐2016 Résumé: L’objectif de ce travail est de détecter l’origine du problème du fonctionnement anormale de la tour d’absorption HRS installée à l’entité JFC1 à l’OCP Jorf Lasfar à EL Jadida. La première partie du présent travail comprend la présentation de la société hôte OCP ainsi qu’une description détaillée de son domaine d’activité à savoir la partie de fabrication de l’acide sulfurique. La seconde partie est consacrée à la description du procédé de fabrication de l’acide sulfurique ainsi que l’établissement des bilans de matière et d’énergie ; La troisième partie comprend : • • Recensement des écarts entre les valeurs de marche consigne et les valeurs du fonctionnement réel ; Une optimisation des paramètres de marche de la tour ; Table des matière Introduction Chapitre 1: Présentation de l’organisme d’acceuil 1- La plateforme de Jorf Lasfar 2- Les unites de Jorf Lasfar a. Maroc Phosphore 3 et 4 b. Les joints-ventures c. Les projets JPH (Jorf Lasfar Phosphate Hub) d. Les projets ODI (Own Direct Investment) e. La direction de Recherche et Développement f. Le port de Jorf Lasfar. Chapitre 2: Unité SAP 1. 2. 3. 4. Procédé de fabrication de l’acide sulfurique Bilan de matière Bilan thermique Quantité de chaleur récupérée par eau Chapitre 3: Etude critique de la technologie HRS 1. Détection des problèmes de la tour HRS 2. Détermination des paramètres influancant l’opération d’absorption Introduction générale L’industrie de production de l’acide phosphorique, fait partie des industries les plus importantes au Maroc vu qu’elle génère des bénéfices économiques et sociaux énormes. Cette industrie lourde permet l’obtention des produits très importants et qui entrent comme matière première ou semi finie dans plusieurs activités industrielles. Le produit qui s’avère de première importance d’autant plus chez le fournisseur que chez le client, est l’acide sulfurique (H2SO4) qui trouve son application dans de très nombreux secteur, notamment dans les batteries au plomb pour les véhicules, le traitement des minerais, la fabrication des engrains, le raffinage du pétrole, le traitement des eaux usées et les synthèses chimiques. L’acide sulfurique est d’une importance primordiale vu qu’il assure la majorité des besoins des procèdes : • • • • • • En termes de matière : il s’utilise comme réactif dans la production de l’acide phosphorique, et des engrais. En termes d’énergie : c’est un moyen de production de vapeur et d’électricité. Vu le développement technologique qu’a connu l’industrie métallurgique, on a pu fabriquer des matériaux qui résistent à des hautes températures, ce qui rendent l’opération d’absorption à des températures élevées réalisable. Le procédé de fabrication de l’acide sulfurique à des températures modérées adopté par l’OCP ne permet pas de profiter de la chaleur dégagée de l’opération d’absorption. Consciente de son besoin énergétique et de la grande valeur confinée dans la production d’acide sulfurique à des hautes températures, l’OCP a décidé d’augmenter son rendement énergétique, de 70% ( on ne profite que de la chaleur de combustion et de conversion) à 93%, et a prévu l’installation de deux tours d’absorptions HRS (Heat Recovery System) avec un investissement de 290 MDH , qui font produire de H2SO4 à une température élevée . Cet acide produit est utilisé par la suite dans la production de la vapeur moyennant une chaudière de récupération HRS. Ce projet est conçu pour : Réduire les pertes énergétiques dues au refroidissement de l’acide par l’eau de mer ; Minimiser la quantité de l’eau de mer utilisée par l’élimination d’un échangeur de chaleur ; Produire 50Tonnes/h par ligne de vapeur supplémentaire ; Minimiser les émissions du CO2. Pourtant, après le démarrage plusieurs anomalies sont apparues. CHAPITRE 1 : PRESENTATION DE L’ORGANISME D’ACCEUIL Le groupe OCP (office chérifien des phosphates) est l’un des piliers de l’économie Marocaine. En effet, le Maroc possède environ 75% des réserves mondiales en phosphates. Le groupe assure l’exploitation minière du phosphate marocain et valorise une partie de la production en produits dérivés. Cette valorisation génère un chiffre d’affaire annuel de 2,055 milliards de dollars à l’export et participe aux exportations totales du pays à hauteur de 17,4% (données de 2005). Le groupe OCP emploie environ 20 000 agents dont 856 ingénieurs et équivalents. A l’échelle internationale le groupe possède 43,5 % des parts de marché pour les phosphates, 47,2 % du marché de l’acide phosphorique et 9,5 % du marché des engrais. Situé sur le littoral Atlantique, à 20 km au sud-ouest d’El Jadida, le complexe industriel de Jorf Lasfar a démarré sa production en 1986. Cette nouvelle unité a permis au Groupe OCP de doubler sa capacité de valorisation des phosphates (le 1er site, Maroc-Phosphore I-II, étant situé dans la région de Safi). Le site a été choisi pour ses multiples avantages : proximité des zones minières, existence d’un port profond, disponibilité de grandes réserves d’eau froides et présence de terrains pour les extensions futures. Cet ensemble, qui s’étend sur 1.700 hectares, permet de produire chaque année 2 millions de tonnes P2O5 sous forme d’acide phosphorique, nécessitant la transformation de 7,7 millions de tonnes de phosphate extraits des gisements de Khouribga, 2 millions de tonnes de soufre et 0,5 million de tonnes d’ammoniac. Une partie de la production est transformée localement en engrais DAP, MAP, éventuellement NPK et TSP, ainsi qu’en acide phosphorique purifié. L’autre partie est exportée sous forme d’acide phosphorique marchand via les installations portuaires locales. Le complexe de Jorf Lasfar compte plusieurs entités, dont l’unité Maroc Phosphore III-IV créée en 1986 (lieu de déroulement du stage). Avec la construction de l’usine EMAPHOS en 1997, en partenariat avec PRAYON (Belgique) et CFB (Allemagne), le Groupe OCP a inauguré une nouvelle ère dans la diversification de ses produits finis par la production d’un acide à haute valeur ajoutée : l’acide phosphorique purifié. Deux ans plus tard, la mise en service d’IMACID, en partenariat avec le Groupe indien BIRLA, lui a permis d’accroître sa capacité de production d’acide phosphorique de 25% sur le site de JorfLasfar. D’autres projets ont été réalisé tels que PAKPHOS et Brésil-Maroc-Phosphore ou encore BINGUI. 1- La plateforme de Jorf Lasfar Le site de Jorf Lasfar a été retenu pour l’implantation de cet ensemble industriel, compte tenu des avantages suivants : § Proximité des zones minières permettant son alimentation en phosphate, § Existence d’un port à tirant d’eau important, § § Disponibilité de l’eau de mer et d’eau douce, Disponibilité de terrains pour les extensions futures. Ce site est situé à 20 km au Sud-Ouest de la ville d’El Jadida et à 180 km des gisements de phosphate de Khouribga, le complexe industriel de Jorf Lasfar occupe une superficie de 1800 ha dédiée à son activité de fabrication d’acide phosphorique et d’engrais de différentes formulations, nous y trouvons : • ACP (Acide phosphorique marchand) • APP (Acide phosphorique purifié) • MAP (Mono-Ammonium Phosphate) • DAP (Di-Ammonium Phosphate) • NPK (Engrais complexe) • • NPS (Ammonium Sulfo-phosphate) TSP (Triple superphosphate) La production de la plateforme de Jorf Lasfar atteint un chiffre de 3,1 MT P2O5/an sous forme d’acide phosphorique et environ 6 MT/an d’engrais solides. Le site de Jorf Lasfar se compose du complexe industriel et le port pour le déchargement de la matière première et le chargement des produits. Figure 1: Emplacement géographique de l’ensemble industriel de Jorf Lasfar 2- Les unités de Jorf Lasfar a. Maroc Phosphore III & IV Il s’agit du noyau du complexe industriel de Jorf Lasfar en disposant de 8 lignes, utilisant le phosphate sec, après broyage, pour produire l’acide phosphorique. Dans le cadre de la politique industrielle du groupe OCP qui repose sur les trois axes suivants : l’augmentation de la capacité, la réduction des coûts et la flexibilité, le projet Slurry Pipeline se trouve au coeur des projets de développement. L’atelier phosphorique de Maroc Phosphore III & IV valorise progressivement la pulpe de phosphate au lieu du phosphate sec par l’adaptation des 8 lignes actuelles à la pulpe de phosphate selon le procédé PRAYON MARK IV et la construction d’une nouvelle unité de production d’acide phosphorique au sein du complexe industriel ; il s’agit de la ligne E qui utilise comme procédé celui de JACOBS et comme matière première la pulpe de phosphate. b. Les joint-­‐ventures Vu que la demande du phosphate et ses dérivés a connu une croissance très importante, il est nécessaire de nourrir ce besoin accru de la population mondiale, ce qui justifie le pas du groupe pour créer des joint-ventures avec ses partenaires présentés comme suit : § EMAPHOS (EURO MAROC PHOSPHORE) : C’est le premier partenariat du groupe pour l’activité chimique (la production de l’acide phosphorique purifié) avec le Groupe Belge PRAYON et le Groupe Allemand CHEMISCHE FABRIK BUDENHEIM. § IMACID (INDO MAROC PHOSPHORE) : Son activité est consacrée à la production de l’acide sulfurique et l’acide phosphorique. C’est un partenariat entre OCP SA, CHAMBAL FERTILIZERS AND CHEMICALS LTD et TATA CHEMICAL LTD. § PMP (PAKISTAN MAROC PHOSPHORE) : Son activité ne diffère pas de celle d’IMACID et est le résultat d’un partenariat du groupe OCP avec le Groupe Pakistanais FAUJI. § BMP (BUNGE MAROC PHOSPHORE) : C’est un partenariat avec le Groupe Brésilien BUNGE et produit les engrais en plus de l’acide sulfurique et l’acide phosphorique. Depuis 2014, Cette entité appartient complètement à OCP SA et est devenue JORF FERTILIZERS COMPANY V (JFC V). c. Les projets JPH (Jorf Lasfar Phosphate Hub) : Il s’agit d’un ensemble de projets d’infrastructures de stockage, de conditionnement et de manutention des matières premières et des produits finis entre les nouvelles usines et le port, avec la mise à la disposition des utilités nécessaires. Nous trouvons parmi les projets : les circuits de distribution de la pulpe de phosphate, l’usine de dessalement d’eau de mer et l’unité de production de vapeur. d. Les projets ODI (Own Direct Investment) : Poursuivant sa politique de développement industriel et en vue d’augmenter la capacité de production d’engrais et répondre ainsi à la demande croissante du marché, OCP lance à Jorf Lasfar la construction de 4 nouvelles lignes intégrées ou ODI comprenant chacune une ligne sulfurique, une ligne phosphorique et une ligne de production des engrais DAP. e. La Direction de Recherche et Développement : Cette direction représente la R&D Corporate. Elle réalise principalement des travaux de recherche et développement sur des thématiques liées à toute la chaîne de valeur du phosphate ainsi que sur des thèmes transverses (eau, environnement, corrosion.). f. Le port de Jorf Lasfar : Le site de Jorf Lasfar a l'avantage d'être à proximité de l'une des plus grandes plateformes portuaires du Royaume. Ce port est utilisé principalement pour le déchargement des matières premières (Souffre, ammoniac, etc.) et le chargement des produits finis (Acide phosphorique et engrais). Chapitre 2: Unité SAP A- DESCRIPTION DU PROCÉDE DE PRODUCTION DE L’ACIDE SULFURIQUE 1. Description de l’atelier sulfurique: L’atelier est composé de: • • • Unité de stockage de soufre liquide (2bacs de 20000T chacun, pompes,..) Unité de stockage d’acide sulfurique produit (2 bacs de capacité 10000TMH chacun, pompes, …) Une ligne sulfurique, double absorption avec système HRS, conçue pour une production journalière de 4200TMH/j, un taux de conversion du dioxyde de soufre de plus de 99.9% et une concentration d’acide de 98.6% Les principales étapes du procédé consistent à brûler du soufre (S) avec de l’air afin de former du dioxyde de soufre (SO2), à combiner le dioxyde de soufre avec de l’oxygène (O2) pour former du trioxyde de soufre (SO3), et à combiner ce trioxyde de soufre avec de l’eau (H2O) pour obtenir une solution d’acide sulfurique (H2SO4). Les réactions chimiques sont les suivantes: § Combustion S § Conversion SO2 + ½ O2 = SO3 § Absorption SO3 + + O2 = SO2 H2O = H2SO4 Améliorations du respect de l’environnement: Réduction de la teneur en SO2 au niveau de la cheminée Sulfurique : C’est une amélioration d’une importance capitale pour la protection de l’environnement dans la région. Les normes internationales exigent une émission de 2kg SO2/ tonne d’acide produite (cas des unités récentes PMP et BMP). Au niveau de JFC1, le rejet sera de 0,66 kg SO2/ tonne d’acide produite et va bien au-delà des exigences légales. Cette amélioration fait suite à la grande concentration d’unité de production d’acide sulfurique sur la plateforme Jorf. Le système HRS : L’unité de production d’acide sulfurique a été dotée du système HRS (Heat recovery system). Ce système permet de récupérer l’énergie sur l’acide chaud, habituellement refroidi à l’eau de mer qui est rejetée. L’impact de ce système pour une installation telle que JFC1 est de : • • Production électrique supplémentaire de 8 à 9 MW Réduction de la consommation d’eau de mer de 2500 m3/h 2. Schéma de procédé L'atelier sulfurique est présenté en se basant principalement sur le diagramme ci-dessous. Ce schéma illustre les équipements utilisés dans cet atelier. Diagramme de procédé de fabrication d’acide sulfurique Le schéma suivant résume les étapes de production d’acide sulfurique : S (L) Air Combustion SO2 (10,75%) Conversion 1ère masse X= 64,29% Conversion 2ème masse H2SO4 (99,00%) X= 25,24% Conversion 3ème masse Conversion 4ème masse Absorption intermédiaire SO2 X= 3,8% Absorption finale Stockage acide sulfurique H2SO4 (99,6%) 3. ETAPES DE PRODUCTION DE L’ACIDE a) Filtration du soufre liquide : L’unité de stockage soufre liquide est composé de deux bacs de stockage de soufre liquide identiques ayant une capacité utile unitaire de 10000 tonnes, et équipée de 2 fosses à soufre: Une fosse pour la filtration du soufre et une autre pour la reprise vers four. En effet, nous recevons le soufre liquide à la temperature de 132C (pour éviter qu'il se solidifie dans les équipements et les conduites) de la centrale fusion filtration (unité 51) dans le bac AR01, nous le filtrons à travers des filtres polisseurs, puis nous le stockons à nouveau dans le bac BR01 avant son tranfert vers le four de soufre de l’atelier de production d’acide sulfurique, assuré avec les pompes verticales installées dans la fosse de pompage. b) Combustion du soufre Des bacs de stockage, le soufre est acheminé par gravité à la fosse de pompage pour être ensuite alimenté au four de combustion à l'aide de pompes. Ensuite, il est brûlé pour produire principalement du dioxyde de soufre (SO2). L'air de combustion nécessaire est alimenté au four par le compresseur principal, qui aspire l'air de la tour de séchage. La tour de séchage se sert de l'acide sulfurique circulant dans la tour pour absorber l'humidité contenue dans l'air qui pourrait causer la corrosion des équipements de l'atelier et la dégradation du catalyseur du convertisseur L'air et l'acide sulfurique circulent à contre-courant dans la tour de séchage. Comme l'acide sulfurique est hygroscopique, il absorbe l'eau contenue dans l'air. L'air sortant de la tour est donc sec. La combustion du soufre produit en majeure partie du SO2 selon la réaction suivante : S(l) + O2 à SO2(g) + chaleur L'objectif de la combustion est d'obtenir des gaz de combustion, appelés "gaz de procédé", avec une concentration maximale en SO2 de 12%vol. Les gaz chauds de procédé sortant du four (à 1097°C) sont ensuite alimentés à la chaudière, où la chaleur est récupérée pour transformer l'eau alimentaire en vapeur saturée. Les gaz sortent de la chaudière de récupération de chaleur à une température de 388°C. Afin d'obtenir des gaz de procédé à la température requise de 425°C à l'entrée du convertisseur, soit la température optimale d'alimentation au convertisseur, une partie des gaz (5% en opération normale) bypass la chaudière de récupération de chaleur et est mélangée aux gaz sortant du four via une vanne de dérivation. c) Conversion du dioxyde de soufre Dans l'étape de conversion, le dioxyde de soufre est converti en trioxyde de soufre (SO3) par oxydation avec le catalyseur d’oxyde de vanadium V2O5 pour les 3 premières couches et le catalyseur de sisium pour la quatrième couche, selon la réaction exothermique suivante: SO2 (g) + 1/2 O2 à SO3(g) + Chaleur Il est important de noter que la réaction de conversion est une réaction à l'équilibre. Pour que la réaction directe soit favorisée, il est nécessaire de considérer quatre éléments : 1) Présence d’un catalyseur afin d’accélérer la réaction 2) Température appropriée à l’entrée de chaque couche du catalyseur 3) Présence d’oxygène 4) Faible concentration du SO3 par rapport à celle du SO2 ET O2 Le convertisseur est un réservoir vertical qui contient quatre couches. Dans chacune des couches, le dioxyde de soufre est converti en trioxyde de soufre. Le taux de conversion du SO2 en SO3 augmente à chaque couche jusqu'à un taux de conversion cumulatif de 99,9%. Taux de conversion du SO2 en SO3 Couches catalytiques Taux de conversion cumulatif 1 2 3 4 64,29% 89,53% 96,1% 99,9% La première conversion en trioxyde de soufre a pour effet d'augmenter la température des gaz à 621°C. Les gaz sont ensuite refroidis dans le surchauffeur 1B, puis acheminés vers la deuxième couche à 440°C. Dans la deuxième couche, la conversion du SO2 se poursuit et de la chaleur est à nouveau libérée. La température des gaz augmente jusqu'à 517°C et ils sont refroidis jusqu'à 440°C à l'aide de l'échangeur gaz-gaz chaud Dans la troisième couche, la réaction de conversion se poursuit et la température des gaz augmente à 460°C. Les gaz sortant de cette couche sont refroidis par l'échangeur gaz-gaz froid, puis par l'économiseur 3B jusqu’à 165°C. Les gaz refroidis sont par la suite alimentés à la tour HRS pour absorber le SO3. Les gaz sans SO3 et refroidis retournent de la tour HRS à une température de 71°C. Cette température étant inférieure à la température requise (390°C) par le convertisseur, les gaz sont réchauffés par l'échangeur gaz-gaz froid et l'échangeur gaz-gaz chaud à l'aide des gaz chauds sortant de la troisième couche. Les gaz sont finalement alimentés à la quatrième couche à 390°C. Une dernière réaction de conversion a lieu dans la quatrième couche du convertisseur. Encore une fois, la température des gaz augmente et ils sont refroidis par l’unité 4A. Les gaz sont par la suite envoyés à la tour d'absorption finale. d) Absorption Dans l'étape d'absorption, le trioxyde de soufre (SO3) contenu dans les gaz est absorbé afin de produire de l'acide sulfurique. Cette réaction d'absorption se produit dans deux équipements: la tour HRS et la tour finale. La réaction d'absorption consiste à absorber le trioxyde de soufre (SO3) contenu dans les gaz de procédé dans l'acide sulfurique alimenté aux deux tours d'absorption. Le trioxyde de soufre absorbé réagit par hydratation avec l'eau sur la surface des gouttelettes d'acide sulfurique circulant au travers du garnissage de la tour. La réaction de l’absorption est comme suit : SO3 + H2O à H2SO4 + Chaleur Lors de cette réaction exothermique, la température de l'acide alimenté à la tour augmente à mesure que l'absorption se produit. La température d'alimentation et la concentration en acide sulfurique doivent être surveillées attentivement lors du processus d'absorption pour s'assurer que les tours d'absorption fonctionnent de façon optimale. La première absorption se produit lorsque les gaz sortant de la troisième couche du convertisseur sont alimentés à la tour HRS à contre-courant de l'acide sulfurique. Tel que décrit précédemment, le SO3 des gaz réagit avec l'eau de l'acide sulfurique pour produire plus d'acide sulfurique. Suite à la réaction d'absorption, l'acide sulfurique sort de la tour HRS à une concentration de 99,6%. Une partie de cet acide produit est utilisé en boucle fermée pour l’alimentation de la tour, après son passage par un dilueur pour diminuer sa concentration à 99,0%, et une deuxième partie passe par un préchauffeur HRS et un surchauffeur HR pour diminuer sa temperature à 77°C avant son injection dans le bac commun. Au niveau de cette même tour d’absorption HRS, du gaz SO3 monte le long de la tour, il rencontre l’acide dilué à 98,6% et à 60°C, il se refroidit pour ensuite redscendre suite à sa densité. En haut de la tour, des éliminateurs de brumes sont installés afin d’éliminer les brumes d’aide formées dans la tour afin de protéger l’équipement en aval. Le même phénomène se produit dans la tour d'absorption finale .Le SO3 des gaz provenant de la quatrième couche du convertisseur est absorbé pour produire de l'acide sulfurique. Après absorption, les gaz, composés principalement d’O2 et de N2, sont évacués à l'atmosphère par la cheminée. L'acide sulfurique produit dans cette tour, à une concentration de 98,62%, est alimenté au bac de circulation de la tour d'absorption finale où l'acide est légèrement dilué afin d'atteindre la concentration désirée de 98,55%. e) Production de vapeur La combustion du soufre et la conversion du SO2 en SO3 sont des réactions exothermiques. Ainsi, tout au long du procédé de combustion et de conversion, le système de récupération de chaleur se sert de la chaleur dégagée par ces réactions pour produire de la vapeur surchauffée à haute pression. La chaudière de récupération de chaleur, constituée de deux chaudières à tubes de fumée(A et B) et d'un ballon de vapeur, récupère la chaleur en refroidissant les gaz de procédé sortant du four. Cette récupération de chaleur permet de transformer l'eau alimentaire en vapeur saturée dans le ballon de vapeur. Cette vapeur produite nous permet de surchauffer les gaz quand on a besoin de le faire, et de les refroidir quand il est nécessaire et ceci en utilisant les surchauffeurs et les surchauffeurs/économiseurs. B- Bilan de matière: Hypothèses de travail: On considère que : • • • • • • • Tous les gazs sont parfaits. Production journalière d’acide monohydrate de 4200T/J Rendement de la combustion de 100% Taux de conversion globale de 99,9% Rendement d’absorption de 100% Taux de SO2 à la sortie du four de 10,75% Titre de H2SO4 produit de 98,6% Notre production de H2SO4 journalière est de 4200T/J, à Soit 175T/h de H2SO4 à 100% à Soit un débit molaire de H2SO4 de 1785,714286 kmol/hr Détermination du nombre de mole de soufre nécessaire pour une production horaire: - Soit la réaction d’absorption suivante: SO3 + H2O à H2SO4 Cette réaction étant totale ( Rendement de 100%), donc Qn(SO3)=Qn(H2SO4) Donc Qn(SO3)= 1785,714286 kmol/hr - Soit la réaction de conversion suivante: SO2+1/2 O2 à SO3 Le taux de conversion est de 99,9%, donc Qn(SO2)=Qn(SO3)/(99,9%) Donc Qn(SO2)= 1787,501788 Kmol/hr - Soit la réaction de combustion: S+ O2 à SO2 La combustion étant totale, donc Qn(S)=Qn(SO2) Donc Qn(S)= 1787,501788 Kmol/hr Bilan de matière autour du four: Nous avons la réaction de combustion suivante: S+ O2 à SO2 Soufre Four Air sec SO2, O2, N2 - Le débit molaire de soufre est de : Qn(S)= 1787,501788 Kmol/hr Donc le débit massique de soufre est de Qm (S)= 57,2000572 T/h - Le débit molaire de SO2 : Qn(SO2)=Qn(S)= 1787,501788 Kmol/hr Donc le débit massique de SO2 est de Qm(SO2)= 114,4001144 T/hr Le volume molaire de SO2 peut être calculé par la relation des gazs parfaits: V0(SO2) = V/n = R*T/P Tel que: • V: Le volume du gaz en m3 • n: le nombre de moles • T: la temperature en K • P: La pression en Pa Donc V0(SO2) =8,314*(1097+273)/(5052/0,1020408)= 0,23005m3/mol Le débit volumique de SO2 est: Qv(SO2)=V0* Qn(SO2)= 411218,7187 m3/hr - Le débit volumique de SO2 représente 11,0% du débit volumique du gaz global Donc le débit de gaz: Qgaz = 3738351,988 m3/hr Le volume d’air contient 21% de O2 et 79% de N2, Donc le débit volumique de O2 est : Qv(O2)= 785053,9176 m3/hr Le volume molaire de O2 est V0= 0,23005m3/mol, donc le débit molaire de O2 est: Qn (O2)= 3412,536047 Kmol/hr Le débit massique de O2 à l’entrée du four est: Qm(O2)= 109,2011535 T/hr - Le débit volumique de N2 est Qv(N2)= 2953298,071 m3/hr, Donc le débit molaire de N2 est Qn(N2)= 12837,6356 Kmol/hr Donc le débit massique de N2 est Qm(N2)= 359,4537969 T/hr - Le débit de O2 qui a réagit est: Qn(O2)=Qn(SO2)= 1787,501788 Kmol/hr Donc le débit molaire de O2 qui sort du four est: Qn0(O2)= 3412,536047 - 1787,501788 = 1625,034259 Kmol/hr D’ou le débit massique de O2 à la sortie du four est: Qm0(O2)= 52,00109629 T/hr Le tableau suivant rassemble les flux massiques à l’entrée et la sortie du four pour chaque constituants: S (T/hr) O2 (T/hr) SO2 (T/hr) N2 (T/hr) Entrée 57,200057 109,2011535 0 359,4537969 Sortie 0 52,00109629 114,4001144 359,4537969 Comparaison: Afin d’établir une comparaison entre nos résultats et ceux donnés par la balance à gaz, on est oblige de passer par les debits molaires qui seront pris en condition normales, soit à T=0C et P=760mmHg On a le volume molaire en conditions normales est: Vm= 0,2241 m3/hr O2(m3/hr)*103 SO2(m3/hr)*103 N2(m3/hr) *103 Calcul 76,474 0 287,691 Balance 76,235 0 287,699 Calcul 36,417 40,057 287,691 Balance 35,720 39,067 287,699 Débit vol. Entrée Sortie Les valeurs déclarés par MECS et celles calculées sont en accord à l’entrée du four. A la sortie du four nous trouvons des valeurs un peu supérieures à celles de la Balance, ce qui revient au fait que nous avons considéré que la conversion ne commence à se produire qu’au niveau du convertisseur, alors que pour MECS, les debits de SO3 ont été calculés juste à la sortie du four Quantité d’eau contenue dans l’air humide : Sachant que l’humidité absolue de l’air est H = 2,05%, la quantité d’eau récupérée lors du séchage de l’air est : Qm (air sec) = Qm (O2) + Qm (N2) = 468,6549504 T/h Qm (air humide) = Qm (air sec)*(1+ 2, 05/100) = 478,2623769 T/h Qm (eau humidité)= Qm (air humide) - Qm (air sec)= 9,607426483 T/h Bilan de matière autour du convertisseur: Nous avons la réaction de conversion suivante: SO2+1/2 O2 à SO3 1ère masse: Le taux de conversion pour cette première masse est de 64,29% - Le nombre de moles de SO3 produit est le nombre de moles de SO2 convertis Donc Qn1(SO3)= Qn(SO2)* 64,29%= 1787,501788 *0,6429= 1149,1849 Kmol/hr - Le nombre de moles de SO2 à la sortie de la 1ère masse est tel qu’on retranche le nombre de moles convertis du nombre de moles de SO2 à l’entrée du convertisseur : Qn1(SO2)= Qn(SO2)- Qn1(SO3)= 638,316888 Kmol/hr - De la meme manière, le nombre de moles d’oxygène par la sortie de la 1ère masse est celui à l’entrée moins le nombre de moles convertis Qn1(O2)= Qn(O2)- 0,5*Qn1(SO3)= 1050,441809 Kmol/hr Entrée Sortie SO2 SO2 (Kmol/hr) 1787,501788 638,316888 + ½ O2 O2 (Kmol/hr) 1625,034259 1050,441809 à SO3 SO3 (kmol/hr) 0 1149,1849 Une conversion de ces flux molaires vers les massiques nous donne: Entrée SO2 (T/hr) O2 (T/hr) SO3 (T/hr) N2 (T/hr) 114,4001144 52,00109629 0 359,4537969 Sortie 40,85228083 33,61413789 91,934792 359,4537969 Avec: • M(O2)=32 g/mol • M(SO2)= 64 g/mol • M(SO3)= 80 g/mol Comparaison: (Ces débits volumiques sont tous en conditions normales.) O2(m3/hr)*103 SO2(m3/hr)*103 SO3(m3/hr) *103 Calcul 36,417 40,057 0 Balance 35,720 39,067 0,965 Calcul 23,540 14,304 25,753 Balance 23,161 13,950 26,083 Débit vol. Entrée Sortie Au niveau de la première masse, les écarts sont minimes entre les résultats calculées et les valeurs posées par MECS, et ils représentent juste la quantité de SO3 qui a été produite au niveau du four, et que nous avons négligé en calcul. 2ème masse: Nous allons refaire le meme travail que pour la première masse, mais cette fois avec un taux de conversion de 25,24% Qn2(SO3)= Qn1(SO3)+ Qn(SO2)* 25,24% = 1149,1849+1787,501788*0,2524= 1600,350351 Kmol/hr Qn2(SO2)= Qn1(SO2)- Qn(SO2)* 25,24%= =638,316888-1787,501788*0,2524= 187,1514367 Kmol/hr Qn2(O2)= Qn1(O2)- ½ Qn(SO2)* 25,24% = 1050,441809-0,5*1787,501788*0,2524= 824,8590834 Kmol/hr Entrée Sortie SO2 (Kmol/hr) 638,316888 187,1514367 O2 (Kmol/hr) 1050,441809 824,8590834 SO3 (kmol/hr) 1149,1849 1600,350351 Une conversion de ces flux molaires vers les massiques nous donne: SO2 (T/hr) O2 (T/hr) SO3 (T/hr) N2 (T/hr) Entrée 40,85228083 33,61413789 91,934792 359,4537969 Sortie 11,97769195 26,39549067 128,0280281 359,4537969 Comparaison: (Ces débits volumiques sont tous en conditions normales.) O2(m3/hr)*103 SO2(m3/hr)*103 SO3(m3/hr) *103 Calcul 23,540 14,304 25,753 Balance 23,161 13,950 26,083 Calcul 18,485 4,194 35,863 Balance 18,232 4,091 35,942 Débit vol. Entrée Sortie Les écarts entre les résultats calculées et ceux données par MECS ne dépassent pas 0,3*103m3/hr, donc notre étude est en accord avec la réalité. 3ème masse: Nous allons refaire le meme travail que pour la première masse, mais cette fois avec un taux de conversion de 6,57% Qn3(SO3)= Qn2(SO3)+ Qn(SO2)* 6,57% = 1600,350351+1787,501788*0,0657 = 1717,789218 Kmol/hr Qn3(SO2)= Qn2(SO2)- Qn(SO2)* 6,57%= =187,1514367-1787,501788*0,0657= 69,71256923 Kmol/hr Qn3(O2)= Qn2(O2)- ½ Qn(SO2)* 6,57% = 824,8590834-0,5*1787,501788*0,0657 = 766,1396497 Kmol/hr SO2 (Kmol/hr) 187,1514367 69,71256923 Entrée Sortie O2 (Kmol/hr) 824,8590834 766,1396497 SO3 (kmol/hr) 1600,350351 1717,789218 Une conversion de ces flux molaires vers les massiques nous donne: SO2 (T/hr) O2 (T/hr) SO3 (T/hr) N2 (T/hr) Entrée 11,97769195 26,39549067 128,0280281 359,4537969 Sortie 4,461604431 24,51646879 137,4231374 359,4537969 Comparaison: (Ces débits volumiques sont tous en conditions normales.) O2(m3/hr)*103 SO2(m3/hr)*103 SO3(m3/hr) *103 Calcul 18,485 4,194 35,863 Balance 18,232 4,091 35,942 Calcul 17,169 1,562 38,495 Balance 16,948 1,524 38,509 Débit vol. Entrée Sortie Les écarts entre les résultats calculées et ceux données par MECS ne dépassent pas 0,2*103m3/hr, donc notre étude est en accord avec la réalité. 4ème masse: Avant de faire passer les gazs par cette dernière masse, on les a fait passer par la tour HRS ou SO3 a été absorbé complètement, il nous reste donc O2, N2, et SO2 comme gazs à l’entrée de la 4ème masse. Le même calcul que précédemment avec un taux de conversion de 3,8% donne: Qn4(SO3)= Qn(SO2)* 3,8% = 1787,501788*0,038 = 67,92506794 Kmol/hr Qn4(SO2)= Qn3(SO2)- Qn(SO2)* 3,8% =69,71256923-1787,501788*0,038= 1,787501286 Kmol/hr Qn4(O2)= Qn3(O2)- ½ Qn(SO2)* 3,8% = 766,1396497- 0,5*1787,501788*0,038 = 732,1771157 Kmol/hr Entrée Sortie SO2 (Kmol/hr) 69,71256923 1,787501286 O2 (Kmol/hr) 766,1396497 732,1771157 SO3 (kmol/hr) 0 67,92506794 Une conversion de ces flux molaires vers les massiques nous donne: SO2 (T/hr) O2 (T/hr) SO3 (T/hr) N2 (T/hr) Entrée 4,461604431 24,51646879 0 359,4537969 So/rtie 0,114400082 23,4296677 5,434005435 359,4537969 Comparaison: (Ces débits volumiques sont tous en conditions normales.) O2(m3/hr)*103 SO2(m3/hr)*103 SO3(m3/hr) *103 Calcul 17,169 1,562 0 Balance 16,948 1,524 0,004 Calcul 16,408 0,040 1,522 Balance 16,207 0,041 1,486 Débit vol. Entrée Sortie A l’entrée de la tour, MECS a tenu compte du drainage qu’il a estimé de 4m3/hr, et qui a été négligé par calcul. Pour les autres valeurs, elles sont toutes en accord, avec un écart maximal de 250m3/hr Débit d’eau de procédé : L’eau de procédé est une eau désilicée utilisée dans l’étape d’absorption pour produire de l’acide sulfurique, d’après la réaction d’absorption, une mole de SO3 (80g/mol) et une mole de H2O (18g/mol) donne une mole de H2SO4 (98g/mol). D’où le débit d’eau de procédé, sachant que le rendement de l’absorption est de 100% : Qm (e.p)= 142857,1428*18/80 = 32142,85713 kg/h Bilan de matière autour de la tour HRS : Nous avons la réaction d’absorption suivante: SO3 + H2O à H2SO4 Cette réaction est totale (Rendement de 100%) La masse volumique de H2SO4 est 1,825 T/m3 H2SO4 H2SO4 à 98,6% à 99,0% SO3 Tour HRS H2SO4 à 99,6% - Le debit volumique de H2SO4 pur à l’entrée de la tour est : Qvi(H2SO4)=Qv1+ Qv2= 190*0,986+2889*0,99=3047,45 m3/hr Donc le débit massique à l’entrée de HRS : Qmi(H2SO4)= 5561,59625 T/hr - Le débit volumique de H2SO4 pur à la sortie de tour est donnée par : Qvf(H2SO4)= Qvi(H2SO4)+ Qv(H2SO4)produite Donc le débit massique à la sortie de la tour : Qmf(H2SO4)= 5874,8064 T/hr Tel que la quantité molaire de H2SO4 produite est : Qn(H2SO4)produite= Qn3(SO3)= 1717,789218 Kmol/hr Cette quantité en massique est de Qm(H2SO4)produite= 168,3433434 T/hr Cette quantité représente la masse d’acide pur qui a été produite par absorption de SO3 par l’acide. à On en déduit le débit massique de l’acide pur à la sortie de la tour HRS : Qmf(H2SO4)= 5561,59625+168,3433434 = 5729,93959 T/hr Soit un débit volumique de l’acide pur à la sortie de la tour de : Qvf(H2SO4)= 3139,692928 m3/hr - Le débit volumique d’eau à l’entrée de la tour HRS est : Qvei(H2O)=Qe1+ Qe2= 190*0,014+2889*0,01 = 31,55 m3/hr La masse volumique d’eau est de 1T/m3. Donc le débit massique d’eau à l’entrée de HRS : Qmei(H2SO4)= 31,55 T/hr - Le débit volumique d’eau à la sortie de la tour HRS est : Qvf(H2O)= Qvi(H2O) - Qv(H2O)absorbant Tel que la quantité molaire de H2O absorbant est : Qn(H2O)absorbant= Qn3(SO3)= 1717,789218 Kmol/hr Cette quantité en massique est de Qn(H2O)absorbant = 30,92020592 T/hr Ce flux représente le débit massique d’eau qui a été utilisé pour l’absorption du gaz SO3, d’ou celui nécessaire pour la production de l’acide pur. à On en déduit le débit massique de l’eau à la sortie de la tour HRS : Qmf(H2O)= 31,55 - 30,92020592 = 0,62979408 T/hr Soit un débit volumique de l’eau à la sortie de la tour de : Qvf(H2O)= 0,62979408 m3/hr SO3 (T/hr) H2O (T/hr) H2SO4 (T/hr) Entrée 135,49921 31,55 5561,59625 Sortie 0 0,62979408 5729,93959 Comparaison: (Ces débits volumiques sont tous en conditions normales.) %vol. Entrée Sortie Calcul 98,975 Débit acide+eau (m3/hr) 3079 Balance -- 3079 Calcul 99,979 3140,322722 Balance 99,6 3232 Tel que : %vol= volume acide pur/(volume acide pur+volume eau) Débit(acide+eau)=débit vol. acide pur+ débit vol. eau A la sortie de la tour HRS, les résultats trouvés par calcul et celles de MECS sont différents, car cet acide produit passe d’abord par un bac ou il rencontrera de l’acide dilué, donc son pourcentage de pureté va diminuer, ce qui va emmener le débit de sortie à celui déclaré. Bilan de matière autour de la tour finale: On refait le même travail que précédemment : H2SO4 à 98,55% SO3 Tour finale H2SO4 à 98,62% - Le debit volumique de H2SO4 pur à l’entrée de la tour est : Qvi(H2SO4) = 1030*0,9855=1015,065 m3/hr Donc le débit massique à l’entrée de la tour : Qmi(H2SO4)= 1852,493625 T/hr - Le débit massique de H2SO4 pur à la sortie de tour est donnée par : Qmf(H2SO4)= Qmi(H2SO4) + Qm(H2SO4)produite Tel que : Qm(H2SO4)produite = Qn4(H2SO4)*98/1000 = 67,92506794*98/1000= 6,656656658 T/hr Donc le débit massique à la sortie de la tour : Qmf(H2SO4)= 1859,150282 T/hr Donc le débit volumique à la sortie de la tour : Qvf(H2SO4)= 1018,712483 T/hr - Le débit volumique d’eau à l’entrée de la tour finale est : Qvei(H2O) = 1030*0,0145= 14,935 m3/hr Donc le débit massique d’eau à l’entrée de la tour : Qmei(H2SO4)= 14,935 T/hr - Le débit massique d’eau à la sortie de la tour est : Qmef(H2O) = Qmei(H2O)- Qm(H2O)aborbant Tel que : Qm(H2O)aborbant= 67,92506794*18/1000=1,222651223 T/hr Donc le débit massique d’eau à la sortie de la tour finale est : Qmef(H2SO4)= 13,71234878 T/hr SO3 (T/hr) H2O (T/hr) H2SO4 (T/hr) Entrée 5,35792 14,935 1852,493625 Sortie 0 13,71234878 1859,150282 Comparaison: (Ces débits volumiques sont tous en conditions normales.) %vol. Entrée Sortie Calcul 98,55 Débit acide+eau (m3/hr) 1030 Balance 98,55 1030 Calcul 98,671 1032,424 Balance 98,62 1040 De même, la tour d’absorption dispose d’un bac ou l’acide pur produit rencontrera l’acide dilué, son pourcentage en eau va donc augmenter et son débit éteindra la valeur déclaré par MECS. C- Bilan thermique: La production de l’acide sulfurique est génératrice d’une grande quantité de chaleur, l’énergie récupérée au niveau de chaque étape de sa fabrication (combustion, conversion, absorption), sous ses deux formes vapeur ou énergie électrique sert à satisfaire les besoins de l’atelier sulfurique tout entier. L’établissement du bilan thermique va nous permettre de calculer et de valoriser cette énergie produite, ainsi que de voir les différentes voies d’optimiser son utilisation. Les données dont on aura besoin pour effectuer le bilan d’énergie sont : Elément Température de référence Air atmosphérique à l’entrée du four Entrée du soufre (entrée four) Entrée de l’eau traitée Sortie des gaz à la cheminée Acide sulfurique produit après la récupération de chaleur Entrée eau de mer Sortie eau de mer Eau alimentaire Température 25°C 123°C 132°C 43°C 82°C 40°C 20°C 32°C 110°C Les températures des différents flux dans le procédé. Les chaleurs spécifiques des différents éléments. Les chaleurs de réactions dans le procédé. 1- Puissance fournie au système : A. Réaction de combustion : La réaction de combustion qui se produit dans le four est : La puissance fournie par cette réaction est calculée par la relation : Avec : • Qm(S) : Le débit massique du soufre, kg/h ; • ΔHr1 : L’enthalpie de la réaction de combustion, kJ/kmol de soufre ; • M(S) : La masse molaire du soufre, kg/kmol. Donc D’ou Pcomb=57200,057*279*1000/(3600*32) Pcomb=138,5313 MW B. Réaction de conversion : La réaction de conversion qui se produit au niveau du réacteur catalytique à quatre masses avec un rendement de 99,5% est : Donc la puissance fournie par la réaction de conversion est calculée par la relation : Avec : • Qm(SO2) : Le débit massique de SO2 à l’entrée du convertisseur, g/h ; • M(SO2) : La masse molaire de SO2, g/mol ; • ΔHr2 : L’enthalpie de la réaction de conversion, kJ/mol de SO2 ; • Donc : Le rendement de la conversion. Pconv=(114400,1144*92*0,999)/(3600*62) Pconv= 47,10701485 MW D’ou C. Absorption de SO3 : L’absorption de SO3 est réalisée dans deux tours d’absorption à garnissage à contrecourant (le gaz introduit par le bas et le liquide d’arrosage est introduit par le haut), le premier est situé juste après la 3ème masse du réacteur catalytique pour absorber SO3 déjà converti et pour améliorer de rendement de conversion de la 4ème masse, et la deuxième tour est située après la 4ème masse pour absorber SO3 qui reste. La réaction d’absorption qui se produit est de la forme : La puissance fournie par cette réaction est calculée par la relation : Avec : • Qm(SO3) : Le débit massique de SO3 à l’entrée de l’absorbeur, g/h ; • ΔHr2 : L’enthalpie de l’absorption, kj/mol de SO3 ; • M(SO3) : La masse molaire de SO3, g/mol. àAbsorption de SO3 dans la tour HRS : A ce niveau d’absorption, on a une conversion de 96,1% à la sortie de la 3ème masse On a : Qm3(SO3) = 137423,1374 kg/h Donc PabsHRS=(137423,1374*130)/(3600*80) D’ou PabsHRS= 62,0312773 MW àAbsorption de SO3 dans la tour finale : Pour une conversion de 3,8 % de SO2 au niveau de la 4eme masse, on trouve un débit de SO3 qui est égale à : Qm4(SO3) = 5434,005 kg/h Donc Pabsf=(5434,005*130)/(3600*80) D’ou Pabsf= 2,452849479 MW La puissance totale récupérée au niveau de l’absorption est : Pabs= 64,4841267 MW D. Dilution de H2SO4 : Avec : • Qm 100% : Le débit massique de H2SO4 produit à 100%, kg/h • ΔHr4 : Chaleur de dilution de H2SO4 de 100% à 98,55%, kj/mol • M(H2SO4) : La masse molaire de H2SO4, kg/mol Donc Pdilu= (175000*1,2)/(3600*98,55) D’ou Pdilu= 0,591916 MW E. Air humide : A l’entrée du système, l’air de la combustion est humide, la vapeur d’eau contenue dans cet air se condense en eau liquide et par la suite elle est absorbée au niveau de la tour de séchage (D01) en utilisant de l’acide sulfurique concentré à 98,5% , donc le calcul de la puissance dégagée à ce niveau va englober la puissance de condensation et celle de vaporisation. Pair humide = Qm eau * λ (T0) + (Cp vapeur * Qm eau + Cp air sec* Qm air sec ) ( Te –T0) Avec : • Qm eau : Le débit massique de vapeur contenue dans l’air sec kg/h ; • Qm air sec : Le débit massique de l’air sec kg/h ; • λ (T0): La chaleur latente de vaporisation de l’eau à la température de référence T0 en kj/kg ; • Cp air sec : capacité calorifique de l’air sec en kj/kg/°k ; • Cp vapeur : capacité calorifique de la vapeur en kj/kg/°k ; • Te : température entrée de l’air dans la tour de séchage en °k ; • T0: température entrée de l’air dans la tour de séchage en °k Donc PAirhum= 9607,426*140,3+(30-25)*(1,01*468654,95+1,8871*9607,426) D’ou F. Soufre liquide : PAirhum= 3,80528 MW La puissance emportée par le soufre liquide est donnée par la relation : Avec : • • • • Te.soufre : Température du soufre à l’entrée du four, °C Qm(S) : Débit massique du soufre, kg/h Cp(S) : Chaleur spécifique du soufre fondu à 132°C, kj/kg.°C T0 : Température de référence, °C Donc Psouf=57200,057*1,34*(132-25)/3600 Psouf=2,278151 MW D’ou G. Eau du procédé : La puissance emportée par l’eau du procédé est donnée par la relation : Avec : • • • • Qm(e.p) : Débit massique de l’eau du procédé, kg/h ; Cp(e.p) : Chaleur spécifique de l’eau du procédé, kj/kg.°C ; Te.p : Température de l’eau du procédé, °C ; Tr : Température de référence, °C. Pe.p = 32142,85713 * 4,18 * (110 -­‐ 25)/3600 Donc : D’ou Pep=3,172321 MW H. Puissance totale fournie au système : La puissance totale fournie au système est la somme des différentes puissances fournies déjà calculées ci-dessus : Pfournie= Pcomb + Pconv + Pabs + Pdil + PAirhum + Psouf + Pep D’ou : Pfournie=259,9701096 MW 2- Puissance perdue par le système : A. Acide produit : La puissance emportée par l’acide produit est calculée par la relation : Avec : • • • • Qm 98,5%(H2SO4) : Débit massique de l’acide produit, kg/h ; Cp(H2SO4) : Chaleur spécifique moyenne de l’acide produit, kj/kg.°C ; Tacide p : Température de l’eau du procédé, °C ; Tr : Température de référence, °C. Donc Pacide= 175000*0,34*(40-25)/3600 D’ou Pacide= 0,247916 MW B. Gaz rejeté par la cheminée : Le gaz rejeté par la cheminée est composé essentiellement du reste de SO2 non converti, de l’Oxygène et de l’Azote. à La puissance perdue par SO2 rejeté : Avec : • • • • Donc D’ou Qm ch (SO2) : Débit massique de SO2 à la cheminée, kg/h ; Cp(SO2) : Chaleur spécifique moyenne de SO2, kj/kg.°C ; TSO2 ch : Température de sortie des gaz à la cheminée, °C ; Tr : Température de référence, °C. PSO2ch= 114,40008*0,619*(82-25)/3600 PSO2ch= 0,001121 MW àLa puissance perdue par l’Oxygène rejeté : Avec : • Qm ch (O2) : Débit massique d’O2 à la cheminée, kg/h ; • Cp(O2) : Chaleur spécifique moyenne d’O2, kj/kg.°C ; • TO2 ch : Température de sortie des gaz à la cheminée, °C ; • Tr : Température de référence, °C. Donc PO2ch= 23429,6677*1,07*(82-25)/3600 PO2ch= 0,396937 MW D’ou à La puissance perdue par l’Azote rejeté : Avec : • • • • Qm ch (N2) : Débit massique de N2 à la cheminée, kg/h ; Cp(N2) : Chaleur spécifique moyenne de N2, kj/kg. °C ; TN2 ch : Température de sortie des gaz à la cheminée, °C ; Tr : Température de référence, °C. Donc PN2ch= 359453,7969*1,175143*(82-25)/3600 PN2ch= 6,688152 MW D’ou Donc la puissance totale perdue par la cheminée est : Donc Pperdch=7,08621MW C. Eau de mer : La puissance emportée par l’eau de mer lors du refroidissement de l’acide sulfurique à l’aide des refroidisseurs, peut être calculée par la relation suivante : Pi = Qmi (H2O) * Cp (H2O) * (Ts - Te) Donc PEmer= 2200*1,8871*(32-20)/3600 D’ou PEmer= 13,83873333 MW D. Puissance totale perdue par le système : La puissance totale perdue par le système est la somme des différentes puissances perdues déjà calculées ci-dessus : Donc Pperdue= 21,17285933 MW Avec : • Pperdue : la quantité de chaleur qui reste emmagasinée dans les produits sortants du système. 3- Rendement du système en termes d’énergie : Pour un rendement de l’installation qui égale à 70% (30% de pertes qui sont dues aux performances et de l’ancienneté des équipements), on peut estimer le taux de récupération d’énergie par : Précupérée= Rinst*(Pfournie-Pperdue) Précupérée=0,7*(259,9701-21,1728) Précupérée = 167,1580 MW Les pertes réalisées peuvent être calculées par l’expression suivante : Ppertes = Pfournie - Pperdue – Précupérée Ppertes = 71,6392 MW Avec : • Ppertes : la puissance perdue due aux performances du système. D- Quantité de chaleur récupérée par eau: Dans cette partie, nous allons nous intéresser au flux de chaleur qui a été cédé par les gaz à l’eau et à la vapeur. Eau- Vapeur HP : Il va sans dire que pour calculer un flux de chaleur, il est nécessaire de citer les équipements où il va se dérouler, soit où le gaz effectuera un échange de chaleur avec l’eau pendant sa transformation en vapeur. Eau Eco. 4A Eco. 4C HP Surch. 4A Eco. 3B Chaud. HP HP Surch. 1B Vapeur HP Le tableau ci-dessous donne les débits molaires de chaque constituants pour les différents équipements du circuit eau- vapeur HP. Equipements Débits molaires (Kmol/hr) Température © O2 SO2 SO3 N2 Entrée Sortie Eco. 4A 800,14395 1,762476 66,974116 12952,154 219 135 Eco. 3B 833,6310 68,736593 1693,7401 12952,154 292 165 Eco. 4C 800,14395 1,7624767 66,974116 12952,154 309 219 Chaud. HP 1680,5010 1762,4767 0 12952,154 1097 388 HP Sur. 4A 800,14395 1,7624767 66,974116 12952,154 326 309 HP Sur. 1B 1113,9529 629,38045 1133,0963 12952,154 621 Soit Fx le flux de chaleur cédé par les gazs en un équipement donné. Il sera déterminé par : Fx = Qn(O2)*(heO2-hsO2)+ Qn(SO2)*(heSO2-hsSO2)+ Qn(SO3)*(heSO3-hsSO3)+ Qn(N2)*(heN2-hsN2) Avec : • Qn : débit molaire du gaz • he : enthalpie d’entrée du gaz à la température de travail de l’équipement • hs : enthalpie de sortie du gaz à la température de travail de l’équipement Le tableau suivant donne les enthalpies des composants N2, O2, SO2, et SO3 en Cal/mol pour nos températures de travail. Température 135 165 219 292 309 326 388 440 621 1097 h(O2) 749,9 969,76 1383,41 1924,51 2042,11 2199,68 2717,04 3119,56 4592,38 8586,19 h(SO2) -­‐69828,04 -­‐69508,24 -­‐68908,48 -­‐68123,82 -­‐67952,92 -­‐67723,67 -­‐66968,16 -­‐66376,8 -­‐64181,41 -­‐57942,18 h(SO3) -­‐92915,98 -­‐92475,89 -­‐91637,49 -­‐90519,89 -­‐90273,83 -­‐89942,39 -­‐88839,93 -­‐87967,08 -­‐84661,34 -­‐74827,69 Une application numérique directe de la relation donne : FEco.4A = 8246148,695 Kcal/hr FEco.3B = 15537937,03 Kcal/hr FEco.4C = 8365716,03 Kcal/hr h(N2) 753,83 961,52 1344,62 1836,58 1942,64 2084,4 2547,88 2907,28 4221,82 7846,31 440 FChau.HP = 94397273,21 Kcal/hr FSur.4A = 1984777,982 Kcal/hr FSur.1B = 23794233,94 Kcal/hr D’ou Ftot= 152326086,9 kcal/hr Eau- Vapeur BP : Eau traitée Préchauffeur AE03 Chaud. SRC Surch IP Vapeur BP Calculons d’abord la quantité de chaleur cédée par l’acide : On a F =Qm*Cp*(Tentré - Tsortie) Tel que : Cp : la capacité thermique de l’acide sulfurique, calculé comme suit : Cp=0,232+4,95*10-4*T • Pour T=218°C de l’acide entré chaudières, on trouve : Application numérique Cp=0,339Kcal/kg*°C • Pour T=199°C de l’acide entré réchauffeur AE03, on trouve : Application numérique Cp=0,330Kcal/kg*°C Tout calcul fait, on trouve : Fchaud=38291572,482 Kcal/h FAE03 = 4575463,2 Kcal/h Il faut également calculer la quantité de chaleur au niveau de surchauffeur IP cédé par le gaz : Sachant que Fsurch.IP = QnSO2 (he(SO2)-hs(SO2) +QnSO3(he(SO3)-hs(SO3))+QnO2 (he(O2)-hs(O2)) +QnN2(he(N2)-hs(N2)) D’ou : Fsurhau. IP =1937358,83kcal/hr On a : FTotal= FAE03+ Fchaudières+ Fsurch IP AN FTotal=44804394,51 Kcal/h Chapitre 3 : Etude critique de la technologie HRS 1- Généralités sur l’absorption : L’absorption est un procédé physico-chimique présentant un aspect thermodynamique (équilibres liquide-gaz) et cinétique (transfert de matière).Plus généralement ,l’absorption gaz/liquide est une opération de transfert d’un composé d’un gaz dans un liquide .cette opération consiste à mettre au contact ,de la façon la plus adéquate possible et avec un coût minimum, le gaz à épurer (ou bien à transférer dans notre cas) et le liquide de lavage, afin de transférer dans ce dernier le soluté contenus dans la phase gazeuse. Ce transfert est le résultat de la dissolution préférentielle du soluté dans la phase liquide.la désorption est l’opération inverse. L’absorption se déroule en trois étapes essentielles : • Diffusion du soluté du gaz à la surface du liquide • Dissolution de gaz au liquide dans la phase gazeuse. • Diffusion du soluté de la surface de liquide au corps du liquide Le processus d’absorption peuvent être classés comme physique ou chimique. a- Absorption physique : Dans le cas de l'absorption gaz-liquide physique (sans réaction chimique), il y a transfert du soluté à travers l’interface de la phase gazeuse vers la phase liquide puis dissolution sans réaction dans le liquide. b- Absorption réactive : Généralement dans les procédés de traitements des gaz acides, lorsqu’un composé dissout dans la phase gazeuse s’absorbe dans la phase liquide, il est souvent associé à des réactions chimiques dans la phase liquides .L’effet de la réaction chimique sur le transfert de matière est pris en compte par l’intermédiaire d’un nombre adimensionnel, appelé facteur d’accélération E. ce facteur dépend de la vitesse de réaction, de l’hydrodynamique des phases et des concentrations dans le liquide. Comme indiqué ci-dessus l’absorption présente un aspect cinétique de transfert de masse, cette aspect est a été décrit par différentes modèles théoriques de transfert de masse. 2- la tour HRS: Image réelle de la tour HRS Definition du HRS (Heat Recovery System): Le système de récupération de chaleur (HRS) est un système conçu pour récupérer la chaleur provenante de la réaction d’absorption en la transformant en vapeur moyenne pression. La tour d’absorption HRS à deux étages à remplacer la tour d’absorption intermédiaire existante. Le procédé HRS opère à des hautes températures et il y a plus d’équipement en acier inox exposé à l’acide sulfurique qu’avec le procédé conventionnel. Le premier étage récupère la chaleur de formation de l’acide sulfurique ; et le deuxième étage abat le SO3 résiduel et la vapeur d’acide sulfurique, il récupère aussi la chaleur de formation restante, la chaleur de condensation de la vapeur d’acide sulfurique et la chaleur sensible du gaz de procédé refroidi. Principe HRS : Le système HRS a consisté à : • Modifier le système d’absorption intermédiaire en vue d’augmenter la température de l’acide sulfurique à la sortie de la tour pour pouvoir produire de la vapeur MP dans une chaudière HRS. • Intégrer de nouveaux équipements pour garder les mêmes entrées et sorties de l’étape d’absorption intermédiaire. 3- Différences entre la tour HRS et la tour d’absorption intermédiaire : Le système « tour intermédiaire » est remplacé par le système « HRS », tous les paramètres d’entrée et de sortie du système existant sont les mêmes que ceux du système HRS, que ça soit pour les températures, les pressions ou le débit du gaz et d’acide ; sauf qu’il sera ajouté une entrée pour l’eau alimentaire pour la production de la vapeur MP. Le matériel utilisé par le système HRS est l’acier inox qui est plus résistant à des grandes températures d’acide et puisqu’il a de faible taux de corrosion (inférieur à 0,025 mm/an). La température de l’acide à sa sortie de la tour HRS est supérieure au point d’ébullition de l’eau, d’où son utilisation pour la formation de la vapeur MP grâce à une chaudière HRS. Schéma détaillé de la tour HRS avec réservoir de pompage adjacent. 4- Les éléments de la Tour d’absorption HRS : La tour est un réacteur vertical à 2 étages, construite en acier inoxydables avec un diamètre de 7,8m, comportant un réservoir de pompage adjacent. La tour contient deux étages d’absorption à garnissage de céramique. Le fond de la tour et la paroi latérale jusqu’à le distributeur du 2ème étage sont en inox. Le sommet de la tour et la calandre au-dessus du distributeur du 2ème étage sont en inox. La tour et le réservoir de pompage adjacent ont 100mm d’isolation avec couverture. Le 1er étage est constitué d’une couche de 2,13m de selles intalox en céramique de 76mm, qui repose sur une grille en inox, cet étage est équipé d’un système de distribution d’acide d’haute efficacité de MECS, type abreuvoir, placée au dessus du garnissage et dont le bac de distribution est fait en ZeCor et les tubes distributeurs sont faits en acier inoxydables. Chaque tube de distribution a un insert en verre dans son orifice d’admission d’acide. Le 2ème étage situé dans la partie supérieure est constitué d’une couche de 1880mm de profondeur de selles No 1 super intalox 100mm intalox de 51mm, et 150mm de selles intalox de 75mm qui repose sur une grille en inox, cet étage est équipé d’un système de distribution d’acide à haute efficacité placé en dessus du garnissage et dont le bac de distribution et les tubes de distribution sont faits en acier inoxydables. Bac adjacent : La partie basse de la tour ainsi que le réservoir de pompage adjacent servent de réservoir pour la pompe HRS. Un drain de coté de 100mm et un drain du fond de 50mm. Des trous d’hommes sont aménagés au niveau du distributeur acide. Eliminateurs de brume : Le système d’éliminateurs de brume est constitué approximativement de 62 éléments tubulaires faits de fibre de verre enroulé avec grillages, écrous et rondelles en acier inoxydable. Le lit des éliminateurs de brume en fibre de verre avec des cages en inox , sont suspendus d’une plaque tubulaire en acier inoxydables . Le drainage des plaques tubulaires et des éliminateurs de brume s’écoulent aux plateaux distributeurs du 2ème étage de la tour HRS. 5- Problématique : La démarche que nous allons suivre pour remonter à l’origine du problème est la suivante : Quel est le problème ? Perte énergétique TS.acide < 218C Les causes possibles du problème Mauvaise absorption Les paramètres clés qui influent l’absorption Disfonctionnement d’un équipement de la tour Faux dimensionnement de la tour 6- Détermination des paramètres influençant l’opération d’absorption : Il s’agit d’une analyse théorique pour déterminer les paramètres clés qui influencent le fonctionnement de la tour et ce pour les vérifier voire les optimiser. Les paramètres clés sur lesquels nous allons se baser pour améliorer l’opération d’absorption sont: • Les paramètres de marche de la tour qu’on peut modifier. • Les paramètres dont dépend l’hydrodynamique d’écoulement des deux phases à l’intérieur de la tour HRS; • Les paramètres dont dépendent les coefficients de transferts de matière côté gaz et côté liquide. Les paramètres de marche de la tour qu’on peut modifier Notre objectif est de fixer la température sortie gaz à une valeur de 71 °C (pour ne pas dégrader l’installation en aval de la Tour HRS), la température sortie acide à une valeur de 217 °C (ce qui nous permettra d’avoir une production de vapeur de 50 T/h) et on va considérer une absorption de 100% au niveau du 1er étage. Comparaison entre données réelles et théoriques : er Temp entrée 1 étage © Temp entrée 2ème étage © Temp entrée gaz© Temp sortie acide produit © Temp sortie gaz © Débit acide 1er étage (m3/hr) Débit acide 2ème étage(m3/hr) Concentration acide 1er étage (%) Concentration acide 2ème étage (%) Concentration acide produit (%) Données réelles 190 51,9 165 199 70,2 2970 195 98,97 98,5 99,6 Données à changer 204 60 165 218 71 2889 190 99,0 98,6 99,6 On va agir sur les paramètres qui ont une grande influence sur le bilan thermique, à savoir : Données Pourquoi Temp entrée 1er étage 204 Temp entrée 2ème étage 60 Temp entrée gaz 165 On ne peut pas changer cette température car elle dépend du procédé de production de SO3 et elle est conditionnée par le débit d’air qui entre dans le four afin d’avoir un pourcentage de SO2 égale à 12% à la sortie du four. Temp sortie acide produit 218 C’est la température objective pour atteindre la production de 50 t/h de vapeur. Temp sortie gaz 71 C’est une valeur objective à ne pas changer pour ne pas endommager les équipements en aval de la tour. Débit acide 1er étage Débit acide 2ème étage 2889 190 On ne peut pas la changer vu qu’elle est fonction de la température sortie acide 217C car elles sont liées par la circuit Pour que Te acide 1er étage=204C, il faut que Tsacide= 217C On ne peut pas la changer aussi vu que c’est un flux qui vient de la tour de séchage de l’air et de la tour d’absorption finale et qui traverse par la suite une série d’échangeur pour la régulation de la température. On peut le changer On peut le changer Les différents paramètres sur lesquels on peut agir pour améliorer l’absorption Schéma explicatif du circuit HRS montrant la dépendance entre les températures acide d’entée 1er étage et sortie tour. On déduit que les paramètres de marche sur lesquels on peut agir réellement sont : • Le débit liquide. Dans cette partie, nous supposons que le paramètre causant un problème au niveau de l’absorption est le débit d’acide, et par la suite nous allons déterminer quel serait les valeurs optimales de ce dernier. 7- Démarche de calcul : Puisque les mesures de perte de charge trouvées au niveau des deux étages de la Tour Jorf lors des prélèvements sont inférieurs aux valeurs consignes ceci peut-être du à l’existence des chemins préférentiels et par la suite un mauvais contact entre l’acide et le gaz, on a pensé donc à faire une similitude avec la Tour de Safi ( modèle type) pour trouver une valeur du perte de charge qui permet d’avoir un bon contact entre l’acide et le gaz. Pour ce, la relation suivante doit obligatoirement être vérifiée : (ΔP/Z) Safi = (ΔP/Z) Jorf ΔP/Z : perte de charge par unité d’hauteur du garnissage en Pa .m-1. On rappelle que dans cette partie d’analyse, on a fixé le type du garnissage utilisé et on a assumé la bonne distribution de l’acide. Pour cela, on va adopter la démarche suivante : Avec : • • (L/G) Safi : le rapport des débits liquide sortie tour et gazeux entrée tour. YSafi : ordonné de LOBO égal à (G2spécifique*F*(µl /µw)0.2)/(g*ρG* ρL). . 8- Calcul du débit d’acide optimal sortant de la tour : En appliquant la démarche évoquée là-dessus, on aura l’application numérique suivante : • • • ((L/G) *( ρG / ρL )0.5 )Safi = 0.32. YSafi = 0.03. ((L/G) *( ρG / ρL )0.5 )Jorf = 0.27. L’application de la relation (1) et l’utilisation de la courbe de corrélation graphique de perte de pression, nous donne : Or (ΔP/Z) Safi = (ΔP/Z) Jorf = 409 Pa.m-1. Donc ((L/G) *( ρG / ρL )0.5 )Jorf = 0.35 Et par la suite LJorf = 3 426 432 Kg/h C’est le débit total à la sortie de la tour qu’on doit avoir pour réaliser une bonne absorption. . 9- Calcul des débits optimaux 1er et 2ème étage : Le calcul du débit optimal 2ème étage sera fait en se basant sur la même démarche. ((L/G) *( ρG / ρL )0.5 )Safi = 0,027 Avec: • (L/G) Safi : le rapport des débits liquide sorti 2ème étage et débit gazeux entrée 2ème étage en supposant 100% de l’absorption se fait dans le 1er étage. YSafi = 0.028. L’application de la relation et l’utilisation de la courbe de corrélation graphique de perte de pression, nous donne : YJorf = 0.026. Or (ΔP/Z) Safi = (ΔP/Z) Jorf = 110 Pa.m-1. Donc ((L/G) *( ρG / ρL )0.5 )Jorf = 0,027. Et par la suite LJorf = 208 036 Kg/h = 188 m3/h Le débit trouvé est le débit minimal qu’il faut utiliser au niveau du 2ème étage pour vaincre les pertes de charge. Le débit optimal du 1er étage obtenu est : m1 = 2905 m3/h. Par bilan matière. • • m1 = 2905 m3/h à satisfait X1 = 124 % d’absorption. m2 = 188 m3/h à satisfait X2 = 12 % d’absorption. Xi = m (H2O)ei *(M (SO3)/M(H2O))] / m (SO3)e Ou Avec : • • • • m (H2O)ei : débit d’eau entrée i ème étage en Kg/h ; m (SO3)e : débit gazeux entrée Tour en Kg/h ; M(SO3) : la masse molaire de SO3 en g/mol ; M(H2O) : la masse molaire de H2O en g/mol ; Résultat: • • Le débit 2905 m3/h du 1er étage peut réaliser plus que 100% d’absorption ; Le débit 188 m3/h du 2ème étage peut réaliser une absorption de 12% dans le cas ou on a un pourcentage de SO3 non converti qui s’élève au 2ème étage. Constat: D’après l’étude menée là-dessus, nous avons pu visualiser le grand impact du débit liquide sur les pertes de charge et sur l’opération d’absorption, Or le débit d’acide 1er étage utilisé par le constructeur ayant une valeur de 2889 m3/h et une concentration de 99% est stoechiométriquement suffisant pour satisfaire l’opération d’absorption, vu que : X=113% X : taux d’absorption réalisé par un débit de 2889 m3/h. Donc on n’a pas de problème de débit mais un problème dans la manière dont ce liquide est distribué : • • Problème de garnissage ; Problème dans les mécanismes de distribution d’acide. Conclusion générale et recommandations La tour d’absorption HRS est un réacteur dans lequel l’absorption de SO3 dans l’eau se fait à haute température, elle était installée à OCP Jorf Lasfar pour augmenter le rendement énergétique et ce par la production de 50 T/h de vapeur supplémentaire. Pourtant plusieurs anomalies sont apparues au niveau de cette tour, notamment le problème de la déficience énergétique de 20T/h causée par la production d’acide à une température inférieure à la consigne. Afin de déceler l’origine de ce problèmes, nous avons proposé une démarche de recensement des causes probables. Cette étude à limiter les causes possibles en : • • • • Problème de design ; Disfonctionnement d’un ou des équipements intérieurs ou extérieurs à la tour ; Mauvaise absorption ; Problème dans les mécanismes de distribution. Les résultats de cette étude ont montré que nous avons un problème de distribution, d’une manière que le mécanisme présente plusieurs défaillance, donc pour remédier à ces problèmes, nous recommandons ces interventions : Pour améliorer l’échange : • Ajouter du garnissage dans le 2ème étage de façon à couvrir les déversoirs de distribution • Installation d’un débitmètre à l’entrée du 1er étage pour s’assurer de la valeur du débit entrant à la tour ; • Revoir la structure du garnissage du 2ème étage. Pour minimiser le drainage : • Ajouter une couche de garnissage au dessus du 2ème étage, juste après le mécanise de distribution pour retenir les gouttelettes d’acide drainé. La réalisation de ces recommandations permettra non seulement d’améliorer l’échange et augmentera la température sortie acide, mais aussi diminuera remarquablement la quantité d’acide drainée et évitera les problèmes de dégradation des équipements en aval de la tour HRS. Références • Manuel HRS, section 4 et 5 pages « 36-55 ». • projet de fin d’étude « EL AZZAB RACHID », page 37 • Technique d’Ingénieurs « Distillation, Absorption colonnes garnies », pages « 1-24 ». • Technique d’ingénieurs « Absorption avec réaction chimique », réf. internet J1079, page 45. • Perry “Heat and mass transfer “,section 5 pages 80 table 5-24.