École nationale supérieure de chimie de Paris

École nationale supérieure
de chimie de Paris
FE_GC22 Formation expérimentale en génie chimique
Cycle ingénieur 2ème année
Coordinateur : Frédéric ROUSSEAU, Virginie LAIR
Travaux Pratiques de Génie Chimique Opérations
unitaires, Réacteurs et Simulation.
2012-2013
2009/2010
2009/2010
2012-2013
PLAN
Intervenants 2012-2013 :
Cédric Guyon, Virginie Lair, Willy Morscheidt, Frédéric Rousseau.
Technicien : Bruno Pelat
Sommaire :
TP I : DISTILLATION ........................................................................................................................................... 7
I. INTRODUCTION ........................................................................................................................... 7
I.1 Courbe d‟équilibre y = f (x) ........................................................................................................... 8
II. APPAREILLAGE .......................................................................................................................... 9
III. LES BILANS SUR LA COLONNE .............................................................................................. 10
III.1 Notations .................................................................................................................................. 10
III.2 Bilans globaux sur la colonne .................................................................................................... 11
III.3 Bilans sur le condenseur ........................................................................................................... 11
III.4 Vérification des bilans thermiques sur la colonne ...................................................................... 11
III.5 Bilans sur la colonne d‟enrichissement (zone II sur la figure 4) ................................................. 12
III.6 Colonne d‟épuisement (zone III sur la figure 4) ......................................................................... 12
IV. CARACTERISATION DE L‟EFFICACITE DE LA COLONNE: DETERMINATION DE SON NOMBRE DE
PLATEAUX THEORIQUES.............................................................................................................. 12
IV.1 Notion d‟étage théorique........................................................................................................... 12
IV.2 Méthode de Mac Cabe et Thiele ............................................................................................... 13
V. PARTIE EXPERIMENTALE (Voir les conditions exactes avec l’enseignant en fonction de la colonne
utilisée !) .......................................................................................................................................... 15
V.1 Mise en route de la colonne ....................................................................................................... 15
V.2 Manipulation .............................................................................................................................. 16
VI. EXPLOITATION DES RESULTATS........................................................................................... 16
VI.1 Mise en régime de la colonne ................................................................................................... 16
VI.2 Etude du régime permanent ..................................................................................................... 16
VI.3 Vérification des bilans matières ................................................................................................ 16
VI.4 Vérification des bilans thermiques............................................................................................. 16
VI.5 Détermination du nombre de plateaux théoriques ..................................................................... 16
VI.6 Discussion ................................................................................................................................ 16
VII. SIMULATION DE LA COLONNE EXPERIMENTALE AVEC LE CODE HYSYS......................... 16
VII.1 Influence des paramètres clefs (ARGUMENTER VOS CONCLUSIONS).................................. 17
VIII. SIMULATION D‟UNE COLONNE INDUSTRIELLE AVEC LE CODE HYSYS ........................... 17
TP II : ABSORPTION ......................................................................................................................................... 19
I. INTRODUCTION ......................................................................................................................... 19
II. APPAREILLAGE (Voir figure 2) .................................................................................................. 20
III. Hydrodynamique ....................................................................................................................... 22
IV. Calcul du point de fonctionnement de la colonne ....................................................................... 23
IV.1 Notion d‟Unité de Transfert ....................................................................................................... 23
IV.2 Calcul de la hauteur d‟une unité de transfert ............................................................................. 26
IV.3 Estimation des hauteurs d‟unités de transfert ............................................................................ 27
V. Manipulations ............................................................................................................................. 28
V.1 Mise en route de la colonne ....................................................................................................... 28
V.2 Étude hydrodynamique de la colonne ........................................................................................ 28
V.3 Étude de l‟absorption du gaz carbonique par une solution de monoéthanolamine ...................... 29
TP III :
ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES .......................................................................................... 32
3
PLAN
I. Introduction.................................................................................................................................. 32
II. RAPPELS THÉORIQUES ........................................................................................................... 32
II.1 Equations de fonctionnement des différents réacteurs idéaux .................................................... 32
II.2 Détermination des vitesses de réaction ...................................................................................... 34
II.3 Détermination de la Distribution des Temps de Séjour (DTS) ..................................................... 35
II.4 Détermination de la dispersion axiale dans les réacteurs Piston ................................................. 36
II.5 Calcul de la conversion dans un réacteur non idéal .................................................................... 37
III. Procédure expérimentale ........................................................................................................... 38
III.1 Objectif ..................................................................................................................................... 38
III.2 Dispositif expérimental .............................................................................................................. 39
III.3 Préparation des réactifs et du traceur ........................................................................................ 40
III.4 Conduite des expériences ......................................................................................................... 41
IV. Interprétation des résultats ........................................................................................................ 43
IV.1 Étude hydrodynamique des réacteurs (Détermination des DTS) ............................................... 43
IV.2 Étude des taux de conversion des réacteurs et de la cinétique de la saponification ................... 43
V. Bibliographie .............................................................................................................................. 45
TP IV : CONCEPTION D’UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE .................................. 47
I. Introduction.................................................................................................................................. 47
II. Estimation des propriétés thermodynamiques ............................................................................. 49
II.1 Étapes préliminaires .................................................................................................................. 49
II.2 Génération d‟un tableau de propriétés en Hysys. ....................................................................... 53
II.3 Création de la courbe de pression de vapeur ............................................................................. 55
III. Conception du réacteur.............................................................................................................. 56
IV. Séparation du gaz et des déchets.............................................................................................. 57
V. Séparation des produits et recyclage .......................................................................................... 60
V.1 Short-Cut Distillation .................................................................................................................. 60
V.2 Calcul rigoureux de la colonne ................................................................................................... 61
VI. Simulation du procédé global..................................................................................................... 63
VI.1 Ajouter le courant de recyclage. ................................................................................................ 63
VI.2 Ajout des opérations concernant l‟énergie................................................................................. 64
VII. Dimensionnement des unités.................................................................................................... 65
VII.1 Dimensionnement d‟une colonne à plateaux ............................................................................ 66
VII.2 Dimensionnement d‟une colonne à garnissage ........................................................................ 66
VIII. Évaluation économique ........................................................................................................... 66
TP V : Oxydation catalytique de l’ortho-xylène dans un réacteur tubulaire : Comparaison des outils de
simulation .......................................................................................................................................................... 69
I. Introduction.................................................................................................................................. 69
II. Description du problème ............................................................................................................. 70
III. Les hypothèses de calcul ........................................................................................................... 71
IV. Le modèle mathématique .......................................................................................................... 72
IV.1 1er cas « modèle piston » .......................................................................................................... 74
IV.2 2ème cas « modèle 1D avec calcul des propriétés thermodynamiques » .................................. 75
IV.3 3ème cas « modèle 2D avec prise en compte de la diffusion et la conduction » ....................... 76
IV.4 4ème cas « modèle 2D avec un écoulement non-idéal »........................................................... 76
V. Conclusion et observations générales ........................................................................................ 77
TP VI : Ensemble des tutoriels HYSYS........................................................................................................... 78
I. Tutoriel pour la prise en main du logiciel HYSYS.......................................................................... 78
II. Séparation d‟un mélange acétone-eau en deux courants ............................................................ 81
III. Simulation sous HYSYS d‟un réacteur tubulaire pseudo-isotherme utilisé pour la production du chlorure
d‟allyle ............................................................................................................................................. 87
IV. Simulation sous HYSYS d‟une colonne de distillation utilisée pour la séparation du Propane du nButane (Short Cut Distillation) / détermination du nombre de plateaux et des puissances à appliquer pour la
séparation ....................................................................................................................................... 92
4
PLAN
V. Simulation sous HYSYS d‟une colonne de distillation à partir de paramètres connus (nombre de
plateaux, puissance du bouilleur…) ................................................................................................. 93
5
TP I : DISTILLATION
TP I : DISTILLATION
Objectifs:
-étudier la mise en régime stationnaire d‟une colonne de
distillation.
-établissement des bilans matière et thermique
-construction de Mac Cabe et Thiele
-simulation de la colonne à plateaux par le logiciel Hysys
-influence des paramètres clefs de la distillation
I. INTRODUCTION
La distillation permet, en exploitant les différences de volatilité des constituants d‟un mélange, la séparation ou
le fractionnement de ces constituants en fonction de leur température d‟ébullition. La simplicité du procédé et
son prix de revient en font une opération de base dans les processus d‟obtention des produits chimiques et
pétroliers.
Travaillant entre une source chaude (bouilleur) et une source froide (condenseur de tête), la distillation met en
contact à contre courant le liquide et la vapeur, de façon discontinue dans le cas des colonnes à plateaux, ou
continue pour les colonnes à garnissage : les constituants plus volatils s‟accumulent dans la vapeur et sont
éliminés au sommet de la colonne alors que les plus lourds passent en phase liquide et sont soutirés en bas de
colonne. Cette répartition des constituants entre les deux phases se traduit, entre la tête et le bouilleur, par un
gradient de température qui dérive directement du gradient de concentration.
De ce qui précède, il ressort que l‟étude de la distillation proprement dite doit-être précédée par l‟analyse du
phénomène fondamental « d‟équilibre liquide-vapeur ».
L‟échange réciproque de constituants d‟une phase vers l‟autre conduit à un équilibre théorique dans la mesure
où la cinétique le permet, ce qui nécessite un temps de contact suffisamment grand. Un tel système en équilibre
constitue un « étage théorique ». Il est caractérisé par des relations entre les concentrations des constituants
dans chaque phase, traduisant ainsi la sélectivité du fractionnement. En outre si l‟on considère l‟évolution du
mélange entre un état initial quelconque et celui de l‟équilibre, des équations de bilan matière et une équation
de bilan thermique compléteront la description du système.
La plupart des colonnes de distillation utilisées dans l‟industrie du pétrole et dans les industries chimiques
fonctionnent en continu. On se propose ici d‟étudier la mise en régime stationnaire d‟une colonne à plateau,
fonctionnant en régime continu, et séparant un mélange eau-alcool.
Le calcul d‟une colonne à distiller peut être réalisé en décomposant celle-ci en étages théoriques d‟où
s‟échappent un liquide et une vapeur en équilibre. Pour obtenir une séparation désirée à partir d‟un mélange
donné, le calcul nous renseigne alors sur le nombre d‟étages théoriques nécessaire en fonction des conditions
opératoires choisies. Ce type de calcul peut être effectué sur ordinateur. Il permet ensuite d‟établir l‟équivalence
entre les éléments théoriques et les éléments réels pour une colonne à plateaux et à évaluer l‟efficacité des
échanges de matière sur les plateaux. Pour plus de détails vous pouvez consulter le cours d‟Opérations
Unitaires de Génie Chimique du Professeur D. Morvan.
7
TP I : DISTILLATION
I.1 Courbe d’équilibre y = f (x)
Le mélange binaire eau-alcool présente un azéotrope de 95,57 % en masse d‟éthanol. Contrairement aux
autres concentrations du mélange il présente une température d‟ébullition qui est confondue à la température
de condensation (78,10°C à pression atmosphérique).
La distillation peut être menée grâce à la présence d‟un domaine biphasique. On a l‟habitude de représenter un
mélange binaire par la courbe d‟équilibre en portant la composition de la vapeur (y) en fonction de la
composition du liquide en équilibre (x). Cette courbe se déduit facilement du diagramme d‟équilibre T = f (x,y)
comme le montre la figure 1.
Figure 1 : Equilibre liquide-vapeur. Courbe isobare et diagramme y = f (x).[1]
La présence de l‟azéotrope se traduit par un point sur la diagonale, puisque pour cette composition y = x
compte tenue de l‟identité des compositions des deux phases. Il ne sera pas possible par distillation de séparer
au-delà de l‟azéotrope les deux constituants : ainsi à partir d‟un mélange eau/alcool à 30% en masse d‟alcool
par exemple, on pourra obtenir, au résidu, de l‟eau pratiquement pure, mais on n‟obtiendra jamais, au distillat,
de l‟alcool d‟une teneur supérieure à 95,57% en masse.
Cette courbe fournie dans la bibliographie pour un mélange donné nous permet de disposer d‟une relation
entre les phases vapeur et liquide en équilibre (tableau I).
Tableau I
Equilibre liquide vapeur du système eau-éthanol sous 760 mm Hg [1]
Fraction molaire en éthanol Fraction molaire en éthanol
Température d’ébullition (°C)
dans la phase liquide
dans la phase vapeur
0,0
0,0
100,00
0,4
4,2
98,90
1,2
11,4
96,75
2,0
19,3
94,93
4,2
29,8
91,45
6,5
36,5
88,95
8,9
41,9
87,15
11,5
46,1
85,75
14,4
49,4
84,65
8
TP I : DISTILLATION
17,4
51,8
83,75
20,7
53,6
83,10
24,3
55,2
82,45
28,1
56,8
81,90
32,4
58,4
81,45
37,0
60,1
81,00
42,1
62,1
80,60
47,7
64,4
80,20
54,0
67,1
79,80
61,0
70,4
79,35
68,9
74,7
78,95
77,9
80,4
78,50
88,1
88,2
78,15
92,7
92,3
78,20
97,5
97,3
78,25
100,0
100,0
78,30
azéotrope
89.81 (%mol)
78,10
95.57 (%mas)
nb: les températures indiquées se rapportent à la concentration molaire de la phase liquide
II. APPAREILLAGE
Vous disposez au cours de ce travail d‟une colonne à plateau ou bien d‟une colonne à garnissage un peu plus
petite (Le garnissage est constitué d'hélices en verre).
La colonne à plateau proprement dite est constituée d‟un cylindre d‟environ 100 cm de long, de 10 cm diamètre,
équipé de 7 plateaux perforés en téflon. Elle est surmontée d‟une tête de reflux dont l‟électrovanne permet de
diriger le condensat soit vers la colonne, soit vers le soutirage (distillat).
Le bouilleur est formé d‟un ballon de 5 litres, chauffé électriquement, par un serpentin thermoplongeur inox
placé dans le thermosiphon. Son niveau est fixé par un trop plein qui évacue le résidu. Résidu et distillat sont
refroidis par deux réfrigérants annexes.
L‟alimentation en mélange eau-alcool peut se faire soit au bouilleur soit sur les plateaux 2, 4 ou 6.
Des prises de température par thermocouple sont prévues dans le bouilleur (T 0), le long de la colonne (T2, T4,
T6), et au niveau de la tête de reflux (T8). On peut également mesurer la différence de température (T) entre
l‟eau entrant et sortant du condenseur.
La commande informatisée de la colonne comprend le chauffage du bouilleur (puissance maximale de 3500 W),
le taux de reflux (rapport des temps de reflux et de recette) et la mesure des températures par l‟intermédiaire
de thermocouples chromel-alumel. La pompe doseuse d‟alimentation, ainsi que les réfrigérants (les deux
réfrigérants du distillat et du résidu sont commandés par le même robinet) et le condenseur sont commandés
manuellement.
Un soutirage continu peut être réalisé sur les plateaux 2, 4 et 6.
La colonne à garnissage présente un diamètre de 5cm et une hauteur de 150 cm environ. Afin de limiter les
pertes thermiques, le tube de verre est entouré d‟une résistance chauffante. L‟alimentation se fait par défaut au
niveau du bouilleur. Le bouilleur est composé d‟un ballon de 3,5 l chauffé électriquement. Cette colonne est
également équipée de thermocouples qui permettent de recueillir le long de la commande. La pompe doseuse
9
TP I : DISTILLATION
d‟alimentation, ainsi que les réfrigérants (les deux réfrigérants du distillat et du résidu sont commandés par le
même robinet) et le condenseur sont commandés manuellement. Enfin, la commande informatisée de la
colonne comprend le chauffage du bouilleur (puissance maximale de quelques centaines de W), le taux de
reflux (rapport des temps de reflux et de recette) et la mesure des températures par l‟intermédiaire de
thermocouples
III. LES BILANS SUR LA COLONNE
On s‟intéresse ici aux bilans en REGIME PERMANENT, obtenu lorsque les débits et les compositions du
distillat et du résidu sont stabilisés. Les bilans peuvent indifféremment être établis en grandeur massique
ou en grandeur molaire. Il vous appartient de choisir et de vous y tenir ! Dans la suite, ce sont des
bilans massiques qui sont présentés.
III.1 Notations
La colonne est représentée schématiquement sur la figure 2. Dans l‟appareillage, l‟alimentation de débit A et
de titre massique xa est introduite à la température Ta. L‟alimentation sépare la colonne en deux parties, la
partie supérieure (colonne de concentration ou de rectification) et la partie inférieure (colonne d‟épuisement).
Les débits de vapeur et de liquide sont notés par les lettres V et L. Les titres massique de la vapeur et du
liquide sont notés y et x. Pour les titres on se réfère toujours au corps le plus volatil (l‟alcool dans notre cas). On
affecte aux débits et aux titres les indices correspondant au numéro du plateau dont la phase est issue.
La vapeur V1 s‟échappant du dernier plateau (haut de colonne) est condensée à la température Td. Une partie
du liquide de débit L0 et constituant le reflux est alors réinjecté dans la colonne par le haut. L‟autre partie est
soutirée à un débit D: c‟est le distillat (titre massique x D). La chaleur évacuée au condenseur est Qc.
Le liquide qui descend s‟appauvrit en alcool en croisant la vapeur qui monte et qui elle s‟enrichit en alcool. Le
liquide L‟1 arrivant dans le bouilleur (bas de colonne) est partiellement vaporisé à une température Tr > Td
par une chaleur Qr fournie au bouilleur. On récupère par trop plein au bouilleur le résidu R (titre massique noté
xR ou xB).
La colonne est représentée par une succession de plateaux sur lesquels s‟établissent les échanges entre
phases. On affecte de l‟indice p les débits et les compositions des phases qui quittent le plateau p. On distingue
les phases à l‟équilibre (Vp et Lp) et les phases qui se croisent (Vp et Lp-1, ainsi que Vp+1 et Lp).
Vapeur
de tête
Condenseur
Fluide de
refroidissement
Section de
rectification
Reflux
Alimentation
Distillat
Étage de
distillation
Courants de matière : A, D, B
L
V
L’
V’
Section
d’épuisement
Compositions : xA, xD, xB
Courants d‟énergie : Qc, Qb
Paramètres d‟opération : treflux
Bouilleur
Vapeur d’eau
Résidu
Figure 2 : Schéma représentant une colonne à distiller
10
TP I : DISTILLATION
III.2 Bilans globaux sur la colonne
Pour l‟ensemble de la colonne on peut écrire :
Bilan matière
A=D+R
(1)
Bilan massique sur le composé le plus volatil
A za = D x d + R x r
(2)
Bilan thermique
A Ha + Qr = D hd + R hr + Qc ou encore : A Ha = D (hd + Qc / D) + R (hr - Qr / R)
(3)
Dans ces équations A, D, R sont des débits massiques (kg/s), za, xd, xr des fractions massiques (sans dim.),
ha, hd, hr des enthalpies massiques (J/kg) et Qc, Qr des flux thermiques (en Watt).
III.3 Bilans sur le condenseur
Le bilan matière sur le condenseur s‟écrit :
V1 = L0 + D
(4)
Par définition, on appelle taux de reflux la fraction du débit liquide condensé qui est réinjecté dans la colonne,
divisée par la fraction récupérée (i.e. le débit du distillat):
RF = L0 / D
(5)
(4) se réécrit alors :
V1 = (RF + 1) D
(6)
Le bilan thermique sur le condenseur permet d‟écrire :
V1H1 = (Lo + D) hd + Qc
soit
Qc = (Lo + D) (H1 - hd )
ou encore :
Qc = D (RF + 1) (H1 - hd )
(7)
III.4 Vérification des bilans thermiques sur la colonne
L‟équation (3) se réécrit :
Qr = D hd + R hr + Qc - A Ha
(8)
Le taux de reflux RF étant fixé et l‟état thermique des courants A, D et R étant connu, les équations (7) et (8)
permettent de calculer les flux thermiques qui doivent théoriquement être évacués au condenseur, Qc, et
fourni au bouilleur, Qr.
Les bilans ayant une interprétation géométrique dans le diagramme enthalpie-composition, on peut déterminer
de manière graphique ces flux théoriques, en plaçant les points représentant le haut et le bas de colonne :
Position du point A représentant l‟alimentation :
Son abscisse est définie par la composition du mélange injecté dans la colonne, mesuré par densimétrie. Son
ordonnée est fournie par le tableau III qui donne l‟enthalpie du mélange en fonction de sa concentration et de
sa température.
11
TP I : DISTILLATION
Tableau III : Enthalpies (kcal/kg) des mélanges eau-éthanol en fonction de la concentration en éthanol en % en
masse et de la température en °C.
T
(°C)
% massique en éthanol
0
5
10
15
20
25
30
35
40
50
60
70
80
90
100
0
0
-3,7
-6,6
-9,1
-10,7
-11,6
-12,1
-11,6
-10,8
-8,7
-6,7
-5,0
-3,4
-2,0
0,0
10
10
6,3
3,5
1,2
-0,5
-1,5
-2,0
-1,9
-1,5
0,0
1,4
2,5
3,4
4,3
5,5
20
20
16,6
13,8
11,6
9,9
8,8
8,2
8,0
8,1
8,9
9,8
10,2
10,4
10,7
11,2
30
30
26,8
24,1
22,0
20,3
19,1
18,4
18,1
18,0
18,1
18,3
18,2
17,8
17,4
17,1
40
40
37,1
34,5
32,5
30,8
29,6
28,8
28,2
27,9
27,5
27,1
26,6
25,8
24,6
23,4
50
50
47,8
44,9
43,0
41,4
40,2
39,2
38,5
38,0
37,1
36,4
35,8
34,7
32,3
29,8
60
60
57,6
55,4
53,6
52,2
50,8
49,7
48,8
48,1
46,9
45,8
45,0
43,4
40,1
36,5
70
70
67,8
65,4
64,1
62,5
61,3
60,1
59,1
58,3
56,7
55,4
53,8
51,5
47,0
43,4
80
80
78,0
76,2
74,5
73,0
71,8
70,6
69,6
68,7
66,9
65,0
62,6
59,2
55,2
50,7
90
90
88,2
86,6
85,0
83,6
82,4
81,3
80,3
79,4
77,4
74,8
71,4
67,4
63,0
58,4
100
100
98,4
96,9
95,4
94,1
92,9
91,9
90,9
90,0
87,6
83,1
80,2
75,5
70,8
66,4
Les valeurs théoriques des flux thermiques sont à comparer aux valeurs expérimentales. Le flux de chaleur
évacué au condenseur s‟obtient en effectuant un bilan sur l‟eau circulant au condenseur :
Qc,exp = Deau cp T
où Deau est le débit massique d‟eau circulant dans le condenseur, et cp la chaleur massique de l‟eau, T la
différence de température entrée-sortie de l‟eau. La valeur expérimentale de Qr se lit sur le tableau de bord de
l‟installation.
III.5 Bilans sur la colonne d’enrichissement (zone II sur la figure 4)
Bilans matière :
Vp+1 = Lp + D
Vp+1.yp+1 = Lp. xp + D. xd
Bilan thermique :
Vp+1. Hp+1 = Lp.hp + D.(hd +Qc/D)
(10)
(11)
(12)
III.6 Colonne d’épuisement (zone III sur la figure 4)
Bilans matière :
L‟ p+1 = V‟p+ R
(13)
L‟ p+1. x‟p+1 = V‟p . y‟p +R.xr
(14)
Bilan thermique :
L‟ p+1. h‟p+1 = V‟p. H‟p + R.(hr - Qr/R)
(15)
IV. CARACTERISATION DE L’EFFICACITE DE LA COLONNE: DETERMINATION DE SON NOMBRE
DE PLATEAUX THEORIQUES
IV.1 Notion d’étage théorique
Pour caractériser l‟efficacité de la colonne, on utilise le modèle présenté sur la figure 4. La colonne est vue
comme un empilement de d’étages ou de plateaux théoriques, dans lesquels les phases liquide et vapeur
circulent à contre-courant. Par définition, les phases qui quittent un plateau théorique sont en équilibre
(chimique et thermique). L‟idée du modèle est de considérer la séparation effectuée par un plateau théorique
comme référence, et de caractériser une colonne par le nombre de plateaux théoriques n* qu‟il faut mettre en
œuvre pour obtenir la séparation réellement effectuée par la colonne.
12
TP I : DISTILLATION
Signification du nombre d‟étages théoriques :
Si on s‟intéresse au comportement d‟une colonne réelle, son nombre de plateaux théoriques caractérisera
l’efficacité de la colonne : plus n* est grand, plus l‟efficacité de la colonne est grande, et meilleure sera la
séparation des 2 constituants.
Si on se préoccupe de dimensionner une colonne devant effectuer une séparation donnée (à savoir le
fractionnement d‟une alimentation de composition et de température za et Ta données en un distillat et un
résidu de composition x det xr fixées), le nombre de plateaux théorique caractérisera la difficulté de la
séparation.
Pour trouver le nombre de plateaux d‟une colonne, il faut pouvoir déterminer les compositions en entrée-sortie
de chacun des plateaux. En regardant la figure 4, on voit qu‟il suffit de savoir effectuer les 2 opérations
élémentaires suivantes :
en raisonnant sur un plateau quelconque p, il faut pouvoir déduire de la composition yp de la vapeur quittant le
plateau celle du liquide quittant lui aussi le plateau p, xp. Par définition du plateau théorique, ces 2 compositions
sont liées par la relation d‟équilibre.
il faut ensuite déduire de x p la valeur de yp+1, la composition de la vapeur Vp+1 en contact avec le liquide Lp.
Cette relation est donnée par les relations de bilan, effectués ici sur la zone II de la figure 4.
Les méthodes graphiques de Mac Cabe et Thiele et de Ponchon-Savarit (nous ne la verrons pas en tp)
consistent à appliquer alternativement ces relations à partir du haut de colonne.
IV.2 Méthode de Mac Cabe et Thiele
IV.2.a Principe - Hypothèses de Lewis
Elle consiste à supposer que les débits de chaque phase dans une zone donnée sont constants. Cela revient à
ignorer les effets thermiques : on peut alors travailler uniquement sur les bilans matière et sur le diagramme
(x,y). Lewis a fourni un jeu suffisant d‟hypothèses pour cela. Il suffit que :

les deux constituants aient des points d‟ébullition proches

que leur chaleur de mélange soit négligeable

que leurs chaleurs de vaporisation soient identiques

qu‟ils aient des cp voisins
 qu‟il n‟y ait pas de pertes thermiques
Dans ce cas, lorsqu‟on condense une mole d‟eau, on vaporise exactement une mole d‟alcool. On vérifie que
dans ces conditions on a : Lp-1 = Lp = L et Vp+1 = Vp = V pour la zone d‟enrichissement, et que L‟p-1 = L‟p
= L‟ et V‟p+1 = V‟p = V‟ pour la zone d‟épuisement.
IV.2.b Droite opératoire d’enrichissement
Les équations de bilan matière global et en alcool (10) et (11) permettent d‟écrire :
yp+1 = L/V . xp + D/V . xd
(16)
Compte tenu de la définition du taux de reflux RF (équation 5), on obtient :
yp+1 = RF / (RF + 1) . xp + 1 / (RF + 1) . xd
(17)
Cette équation est celle d‟une droite, la droite opératoire de la zone d’enrichissement. Elle a pour pente RF /
(RF + 1) et passe par le point (x d, xd). Elle est la traduction sous forme graphique des bilans matière posés sur
la zone d‟enrichissement.
IV.2.c Droite opératoire d’épuisement
On obtient de même :
13
TP I : DISTILLATION
yp‟+1 = L‟/V‟ . xp‟ - R/V‟ . xr
(18)
équation de la droite opératoire de la zone d’épuisement, qui passe par le point (xr, xr). Mais sa pente reste
inconnue. Alors que pour le haut de colonne, on avait une information sur le taux de reflux, on n‟a pas
directement ici l‟information équivalente sur le taux de rebouillage (la fraction du liquide arrivant au bouilleur qui
est vaporisée).
Pour placer cette droite, on recherche les coordonnées de son point d‟intersection avec la droite opératoire de
la zone d‟enrichissement.
IV.2.d Droite d’état thermique de l’alimentation
(16) et (18) se réécrivent :
V .y = L . x + D. xd
(19)
L‟ .X = V‟ .y + R. xr
(20)
En additionnant membre à membre , il vient :
V .y + L‟. x = L .x + V‟ .y + D .x d + R .xr
(21)
ou encore :
y = (L - L‟) / (V - V‟) . x + (D . xd + R . xr) / (V - V‟)
(22)
On suppose ici que l‟alimentation est un mélange liquide-vapeur. On appelle La et Va les débits des fractions
liquide et vapeur, x a et ya leurs compositions et on appelle le rapport f = Va/La la fraction vaporisée de
l’alimentation
Si on considère (voir figure 4) que les mélanges des courants Ln et La d‟une part, et de Vm+1 et Va d‟autre part
s‟effectuent sans effet thermique (c‟est le cas si l‟alimentation est « bien située », c‟est à dire si les
concentrations de La et Va sont voisines des concentrations existant dans la colonne au point d‟alimentation),
on a :
L - L‟ = Ln - L‟m+1 = - La
(23)
V - V‟ = Vm+1 - V‟m = Va
(24)
En utilisant le bilan matière en alcool sur la colonne (D. xd + R. xr = A. za), on obtient finalement :
y = - La / Va . x + A / Va . za
(25)
soit y = (f - 1) / f . x + za / f
(26)
Le point J (intersection des 2 droites opératoires) appartient donc à une droite de pente (f-1)/f, et passant par
les points de coordonnées ( za , za ) et (xa, ya). Cette droite est caractéristique de l’état thermique de
l’alimentation. (par contre la position du point J sur cette droite dépend du taux de reflux de la colonne).
Le diagramme enthalpique permet d‟expliciter la valeur de f et du rapport (f - 1) / f.
A correspondant au mélange de Va et de La, A est sur la conodale LaVa et on a f = LaA / LaVa. Si on projette
la relation (f - 1) / f = VaA / LaA sur l‟axe des abscisses, on obtient la relation:
(f - 1) / f = (za - ya) / (za - xa)
(27)
qui correspond à la signification massique de f (f est la fraction de l‟alimentation effectivement vaporisée). Si on
la projette sur l‟axe des ordonnées, on obtient
(f - 1) / f = (halim - Ha) / (halim - ha)
(28)
qui correspond à une interprétation thermique de f.
14
TP I : DISTILLATION
Cette procédure de calcul reste valable lorsque l‟alimentation n‟est pas un mélange liquide-vapeur. (27) et (28)
sont toujours applicables, LaVa étant toujours la conodale passant par A Suivant l‟état thermique de
l‟alimentation, la pente de la droite prend différentes valeurs, qui sont rassemblées dans le tableau ci-dessous :
Température
T <T
a
b
T =T
a
b
T <T <T
b
a
r
T =T
a
r
T >T
a r
État de
Liquide sous
Liquide au point de
Liquide
Vapeur à son point
Vapeur surchauffée
l‟alimentation
refroidi
bulle
partiellement
de rosée
Valeur de f
<0
0
0<f<1
1
>1
Pente (f-1)/f
>1

<0
0
0<…<1
vaporisé
(T est la température de l’alimentation, T et T ses températures de bulle et de rosée)
a
b
r
IV.2.e Construction graphique (cf figure 2)
On place tout d‟abord la droite d‟enrichissement de pente RF / (RF + 1) et passant par le point (x d,xd), puis la
droite d‟alimentation passant par le point x = y = XF et de pente (f - 1) / f. On place ensuite la droite
d‟épuisement, sachant qu‟elle passe par le point (x i,xi) et que les trois droites (épuisement concentration et
alimentation) sont concourantes
La construction des plateaux s‟effectue alors en débutant soit du point D soit du point R et en s‟appuyant
successivement sur la courbe d‟équilibre et sur les droites opératoires. Le nombre d‟intersection avec la courbe
d‟équilibre donne le nombre d‟équilibre et donc de plateaux théoriques.
Tête de la colonne
(xD,xD)
(x1,y1)
(x2,y2)
y1
(x3,y3)
x1
y2
(x4,y4)
x2
y3
(x5,y5)
(xi,yi)
x3
y4
(x6,y6)
x4
y5
y6
x5
xB
xB = x6
x
w
(xw,xw)
x
w
Figure 2 : Methode de Mac Cabe et Thiele
V. PARTIE EXPERIMENTALE (Voir les conditions exactes avec l’enseignant en fonction de la
colonne utilisée !)

Vous avez à disposition un mélange eau-alcool de 15-20 % en poids

Vérifier le titre exact par densimétrie

Mesurer le débit de la pompe d’alimentation du mélange (à voir avec l’enseignant !!!)

Vérifier les circuits de refroidissement du bouilleur, du distillat et du condenseur. Le débit d’eau du
condenseur sera mesuré avec une éprouvette.
V.1 Mise en route de la colonne

Mettre la colonne à reflux total

Vérifier que l‟alimentation est coupée.
15
TP I : DISTILLATION

Mettre la puissance de chauffe à 1 800 W dans la cas de la colonne à plateaux. Pour la colonne à

garnissage, voir avec l‟enseignant.
Lorsque les vapeurs atteignent le haut de la colonne (la température de la tête de reflux passe alors
brusquement de 25°C à 75°C environ), régler la puissance de chauffage de manière à équilibrer les

écoulements de vapeur et de liquide sur chaque plateau (1500 W environ).
Régler le taux de reflux à la valeur désirée (ici 4)
Interruption en cas d‟incident:
cliquer sur les boutons désignés par
arrêt sur le
panneau de contrôle.
Ces boutons passent alors au vert: le reflux est total et la résistance ne chauffe pas.
V.2 Manipulation

Régler le taux de reflux à la valeur R1=4

Suivre la mise en régime de la colonne jusqu‟à l‟obtention du régime permanent

Noter les températures lorsqu‟un bon gradient thermique est obtenu.
Mesurer les débits et les titres du distillat et du résidu à l‟aide des pycnomètres (les enseignants veulent
minimum trois points pour chaque flux / pour faire une mesure de densité il faut un grand volume de

Pendant ce temps, vous pouvez commencer la simulation
sous HYSYS en vous aidant du tutorial proposé dans ce
fasicule !!!
liquide).
Récupérer tout le distillat et le résidu dans les bidons correspondants. L‟enseignant vérifiera que le bilan
matière est bouclé et qu‟il ne manque pas d‟alcool.
VI. EXPLOITATION DES RESULTATS
Détaillez le calcul des volumes d‟eau et d‟alcool nécessaires à la préparation d‟un mélange eau-alcool initial de
5 litres contenant 20 % d‟éthanol en fraction massique.
VI.1 Mise en régime de la colonne
Commentez l‟évolution des débits et des concentrations xD et xR du distillat et du résidu au cours du temps.
VI.2 Etude du régime permanent
Vous pouvez, pour chaque manipulation, dressé un tableau récapitulatif pour rassembler les réglages de la
colonne, les mesures et les résultats.
VI.3 Vérification des bilans matières
A l‟aide des équations de bilan matière sur la colonne (bilan global, bilan sur l‟alcool), testez la cohérence des
mesures expérimentales. Commentez.
VI.4 Vérification des bilans thermiques
Déterminez sur le diagramme enthalpique les valeurs de Qr et Qc. Comparez-les aux valeurs expérimentales
mesurées.
VI.5 Détermination du nombre de plateaux théoriques
Déterminez le nombre de plateaux théoriques par la méthode de MacCabe et Thiele. Vous aurez besoin de
données que vous trouverez sous HYSYS (demandez
à l’enseignant). Commentez vos résultats.
VI.6 Discussion
Quelles sont les variables sur lesquelles on peut agir pour régler le fonctionnement de la colonne. Peut-on les
ajuster indépendamment les unes des autres ?
VII. SIMULATION DE LA COLONNE EXPERIMENTALE AVEC LE CODE HYSYS
16
TP I : DISTILLATION
La colonne de distillation doit être simulée sous le logiciel HYSYS (ASPEN) de manière à analyser les
paramètres clefs de son fonctionnement global. Ainsi la géométrie de la colonne du laboratoire, les propriétés
du mélange retenu (eau-éthanol) ont été prises en compte afin de bien mettre en évidence la complexité des
processus mis en jeu dans ce procédé de séparation. La simulation de la colonne est réalisée en prenant en
compte : la puissance au bouilleur, le nombre de plateaux, la caractéristique de l‟alimentation.

Votre compte rendu devra indiquer vos conclusions en justifiant vos réponses par une argumentation
concise et convaincante.

Examiner l‟influence des différents paramètres de fonctionnement et de mettre en évidence leur
interdépendance.
La simulation de la colonne est réalisée en prenant en compte : la puissance au bouilleur, le nombre de
plateaux, la caractéristique de l’alimentation. Comparez les résultats obtenus par la simulation avec la
colonne expérimentale. Quelles sont vos commentaires et vos conclusions ?
VII.1 Influence des paramètres clefs (ARGUMENTER VOS CONCLUSIONS)
VII.1.a Examiner l’influence du taux de reflux sur :
la teneur en alcool du distillat
le débit du distillat
La température du plateau de tête et du dernier plateau
VII.1.b L’alimentation
Que se passe-t-il si on augmente le débit de la charge?
Déterminer la position optimum du niveau d‟introduction de l‟alimentation? Que se passe t‟il dans le cas
contraire?
VII.1.c Pression de la colonne
Que se passe-t-il si on augmente la pression?
Que se passe-t-il si on diminue la pression ?
VII.1.d Etude de l’influence de la température (20 < T < 90°C) sur :
le débit du distillat
le titre du distillat
VIII. SIMULATION D’UNE COLONNE INDUSTRIELLE AVEC LE CODE HYSYS
On récupère un courant en fin de procédé de fabrication dans lequel on veut séparer les différents constituants.
Ce courant a les caractéristiques suivantes :
T° : 20°C pression : 700 kPa
Débit massique : 27700 Kg / h
Fractions massiques : 0.63 en acide acétique, 0.0017 en CO2, 0.0001 en eau, 0.0148 en éthylène et le reste en
acétate de vinyle.
On souhaite récupérer un courant en acétate de vinyle pur à 97 % en masse avec un débit de 9700 kg / h (au
minimum).
Ce que l‟on sait de la colonne : pas grand-chose…
17
TP I : DISTILLATION
A vous de proposer une colonne permettant d’obtenir le courant en acétate de vinyle recherché
(demandez de l’aide à l’enseignant / indice : SHORT CUT DISTILLATION !!!)
18
TP II : ABSORPTION
TP II : ABSORPTION
Objectifs:
Avec un objectif précis à atteindre, c'est à dire réduire la
teneur de CO2 dans un débit gazeux à l'aide d'un dispositif
d'absorption gaz/liquide, les élèves seront amenés à
déterminer les conditions de fonctionnement à mettre en
œuvre, compte tenu des contraintes hydrodynamiques et
thermodynamique du dispositif. La pratique et l'analyse des
méthodes de dimensionnement de colonne seront également
abordées.
Cette colonne d‟absorption fait
partie
d‟un
récupération
procédé
du
SO2
de
dans
l‟industrie-- Photo Cansolv
I. INTRODUCTION
Les opérations de transfert de matière entre phases que l‟on rencontre au laboratoire ou dans l‟industrie
peuvent apparaître différentes, par leurs modes opératoires, comme par la nature des phases en présence.
Néanmoins on trouve dans chaque cas trois constituants que l‟on appellera diluant, soluté et solvant. La phase
à raffiner contient principalement du diluant et du soluté, la phase d‟extraction est constituée de solvant avec
parfois un peu de soluté.
Comme toute opération de transfert de matière, l‟absorption liquide-gaz poursuit l‟un des trois objectifs suivants
:
• la purification du diluant : le soluté est une impureté gênante et sans valeurs qu‟il convient d‟éliminer en la
rejetant dans l‟extrait qui prend alors le nom de solvant souillé. Le diluant purifié est, dans ce cas, appelé
raffinat.
• la récupération du soluté : qui est une substance précieuse que l‟on désire obtenir pure. Si la séparation
directe soluté - diluant s‟avère difficile, il peut être plus économique de transférer préalablement le soluté dans
un solvant choisi pour que la séparation ultérieure soluté - solvant soit plus aisée. Le diluant appauvri en soluté
est alors appelé résidu.
• le fractionnement de plusieurs solutés : il s‟agit de profiter des valeurs différentes des vitesses de transfert
entre phases de chacun des constituants pour les séparer.
Quel que soit le but à atteindre, le solvant est un intermédiaire qu‟il faut ensuite séparer du soluté : soit pour
obtenir ce dernier à l‟état pur, soit parce qu‟on souhaite recycler le solvant. Le séparateur du solvant et du
soluté est donc un appareil aussi important que l‟échangeur et l‟on peut représenter une installation complète
par le diagramme de la figure 1.
Les applications de l‟absorption gaz - liquide peuvent être classées en grandes familles de procédés :
19
TP II : ABSORPTION
Lavage des gaz permanents :
 lavage des fumées de combustion (extraction de SO2)
 lavage de l‟hydrogène du gaz de synthèse de l‟amoniac
 lavage du gaz naturel de Lacq (extraction de H2S et CO2)
Fermentation et autres procédés biologiques :
 absorption de O2 ou CO2 suivie d‟une réaction chimique (fabrication des bières, des antibiotiques)
 Aération et digestion des eaux résiduaires.
Fabrication des acides minéraux :
 absorption des vapeurs nitreuses pour obtenir l‟acide nitrique,
 fabrication de l‟acide sulfurique et des oléums,
 fabrication des solutions d‟acide chlorhydrique.
Figure 1 : schéma de principe d’une installation de séparation
Une opération d‟absorption gaz - liquide industrielle est, en général, effectuée en continu dans une colonne
verticale où les fluides circulent à contre courant. On trouvera sur la figure 3 une représentation schématique
des principaux types de contacteurs gaz - liquide.
II. APPAREILLAGE (Voir figure 2)
La colonne d‟absorption est constituée d‟un tube de verre de 1 m de haut pour 80 mm de diamètre. Le
garnissage est formé de selles de Berl 1/8 de pouce. En tête de colonne un distributeur permet d‟arroser le
garnissage avec le liquide, au pied une buse alimente le système en gaz. Le liquide provient soit du réseau de
distribution d‟eau lors de l‟étude de l‟hydrodynamique du système, soit du bac n° 1 pour la partie extraction du
TP. On trouve un manomètre différentiel sur le montant droit du support de colonne. Le panneau de contrôle
comporte de gauche à droite :
•le débitmètre d‟alimentation en liquide :
débit maximum 117 l/h
•le débitmètre d‟alimentation en gaz :
débit maximum 7,2 m3/h
•le débitmètre d‟alimentation en CO2 :
débit maximum 372 l/h
•l‟analyseur de gaz et son débitmètre d‟alimentation,
•le pH-mètre,
•le conductimètre assurant la régulation automatique du niveau de la garde liquide en pied de colonne.
20
TP II : ABSORPTION
Sous le panneau de contrôle, un pupitre regroupe un interrupteur général à gauche et les commandes des
différents appareils :
n° de l‟interrupteur
appareil
1
Electrovanne de remplissage du bac n°1
2
Electrovanne d‟alimentation de la colonne
8
Electrovanne d‟évacuation vers le réseau
3
Electrovanne d‟isolement de la pompe (aval)
4
Electrovanne d‟isolement de la pompe (amont)
7
Electrovanne d‟entrée du bac n°2
9
Electrovanne analyse gaz sortie colonne
10
Electrovanne analyse gaz entrée colonne
bouton orange
commande de la pompe
bouton vert
mise en service du pH-mètre
bouton vert
mise en service de l‟analyseur de gaz
bouton rouge
mise en service du conductimètre.
21
TP II : ABSORPTION
Sortie phase gazeuse
Air
Mesure
CO2
CO2
Solution
MEA
Sortie de la solution
chargée de CO 2
Figure 2: Dispositif expérimental de l’absorption
Figure 3 : Les différents types de contacteur gaz-liquide. Colonnes : 1 à gouttes, 2 à film, 3 à garnissage, 4 à bulles, 5 à plateaux perforés
L3
log P
E
L2
L1
L=0
3
E
2
E
1
Figure 4 : Variation des pertes de charge en
fonction du débit gazeux
C
3
C
pour différentes valeurs du débit liquide
2
C
1
log G
III. Hydrodynamique
Lorsqu‟on fait circuler un liquide et un gaz à contre courant à travers un lit de particules solides, on constate que
les interactions entre les deux écoulements sont d‟autant plus importantes que les débits sont plus élevés.
22
TP II : ABSORPTION
L‟étude expérimentale de la variation de la perte de charge
valeurs du débit liquide, montre l‟existence de trois domaines (cf figure 4).
A débit liquide nul, les pertes de charges sont dues à la friction du fluide dans les interstices du garnissage,
elles sont alors approximativement proportionnelles au carré de la vitesse du gaz (voir le chapitre généralités
sur les écoulements). En coordonnées logarithmiques, la courbe représentative est une droite de pente voisine
de 2.
Le premier domaine, à débit liquide non nul, correspond aux faibles valeurs du débit gazeux. Le liquide
s‟écoule dans le garnissage en n‟en mouillant qu‟une partie. Les interactions entre les deux écoulements sont
négligeables. La variation de
domaine, l‟augmentation du débit gazeux a pour effet principal d‟accroitre la proportion de surface mouillée.
Lorsque le débit gazeux atteint une certaine valeur, correspondant au mouillage à peu près complet du
garnissage, les interactions deviennent alors suffisantes pour gêner la descente du liquide qui, à son tour,
diminue l‟espace libre offert à l‟écoulement du gaz. Une partie de l‟énergie du flux gazeux est donc utilisée pour
maintenir en sustentation une certaine quantité de liquide dans le garnissage. Les pertes de charges
deviennent alors proportionnelles à une puissance notablement supérieure à 2 de la vitesse du gaz. On observe
un changement de pente dans la droite log(P) = f(log G). La région correspondante est la zone de charge de
la colonne, le point de discontinuité est le point de charge.
Si l‟on continue d‟augmenter le débit gazeux, le volume de liquide retenu dans le garnissage augmente
rapidement jusqu‟à obstruer les interstices du garnissage. Le liquide ne peut plus s‟écouler à travers le
garnissage et forme une phase continue : c‟est l‟engorgement. La variation de P devient alors extrêmement
rapide. Le point de discontinuité apparaissant sur la courbe log(P) = f(log G) est le point d‟engorgement. Le
débit G correspondant à l‟engorgement est le débit maximal compatible avec un fonctionnement normal de
l‟installation.
L‟efficacité de l‟échange entre phases ne peut être bonne que si la quasi-totalité du garnissage est mouillée.
Cependant, dans le cas des garnissages de type selles ou anneaux, l‟intervalle entre les points de charge et
d‟engorgement est souvent assez faible et difficile à mettre en évidence.
IV. Calcul du point de fonctionnement de la colonne
Le dimensionnement d‟une colonne de séparation est un problème délicat en raison de l‟importance de
l‟investissement qu‟un tel appareil représente. D‟une manière générale on commence par déterminer le
diamètre puis la hauteur de la colonne. Le calcul du diamètre s‟effectue à partir de la valeur du débit souhaité
pour l‟installation. Nous avons vu précédemment que pour un garnissage donné il existe une relation entre les
débits maximum pouvant circuler dans la colonne sans engorgement. Les corrélations publiées dans la
littérature sous forme d‟abaques permettent d‟estimer la vitesse du gaz à l‟engorgement pour une colonne
donnée. Les règles de l‟art communément adoptées font que l‟on retient comme valeur de fonctionnement une
vitesse de gaz de l‟ordre de 50% à 80% de la vitesse à l‟engorgement. Connaissant le débit et la vitesse du gaz
il est alors aisé d‟en déduire le diamètre de la colonne. Le calcul de la hauteur de cette dernière est plus
complexe et fait appel aux notions de plateau théorique ou d‟unité de transfert.
IV.1 Notion d’Unité de Transfert
Pour décrire le fonctionnement de la colonne nous allons faire les hypothèses simplificatrices suivantes :
• les solubilités du diluant dans le solvant et du solvant dans le diluant sont négligeables et seul le soluté (CO2)
est transféré d‟une phase à l‟autre ;
• l‟opération de transfert est isotherme ;
• les solutions sont très diluées et donc la masse volumique de chaque phase peut être considérée comme
constante.
23
TP II : ABSORPTION
Entre le bas de la colonne et une section quelconque à la cote z l‟équation de bilan sur le soluté s‟écrit :
Gye  Lx  Gy  Lx s Soit
L ye  y

G xs  x
(1)
qui est l‟équation de la droite opératoire dans laquelle G et L représentent respectivement le débit du gaz et du
liquide (molaire ou massique), x et x s les titres en soluté de la phase liquide à la cote z et en bas de la colonne,
enfin y et ye sont les titres en soluté de la phase gazeuse aux mêmes endroits.
Le bilan en soluté sur un élément de colonne d‟épaisseur dz peut s‟obtenir en dérivant l‟expression précédente :
G dy = L dx = dN
(2)
Où dN représente le flux de soluté transféré d‟une phase à l‟autre dans la tranche de volume S . dz, S
représentant l‟aire de la section droite de la colonne. On aurait pu aussi obtenir ces équations en écrivant
explicitement le bilan des flux entrants et sortants de cet élément de volume comme montré au paragraphe 5.2
du chapitre de la distillation.
On écrit alors que le flux dN de soluté est proportionnel à la surface d‟échange A entre les phases (en m 2/m3)
et à une différence de titre, qui est la force motrice du transfert ; le coefficient de proportionnalité est un
coefficient de transfert, k, qui est une mesure de la facilité avec laquelle le transfert a lieu. Ainsi, si on raisonne
sur la phase gazeuse :
dN = k (A S dz) (y - y )
(3a)
g
i
et sur la phase liquide :
dN = k (A S dz) (x - x)
(3b)
l
i
kg et kl sont les coefficients de transfert dans la phase gazeuse et la phase liquide, et (y - yi) et (xi - x) les forces
motrices dans chacune des 2 phases. Les produits kg.(A S dz) et kl.(A S dz) sont les conductances de transfert
dans les 2 phases.
Mais on ne connaît pas les compositions à l‟interface xi et yi. On raisonne donc sur l‟ensemble des 2 phases, en
posant :
*
dN = K (A S dz) (y - y )
(4a)
G
*
dN = K (A S dz) (x - x)
(4b)
L
Où x*(y) est la fraction massique d‟une phase liquide qui serait en équilibre avec la phase gazeuse de
composition y ; de même y * représente le titre d‟une phase gazeuse qui serait en équilibre avec le liquide de
composition x. Les différences (y - y*) et (x* - x) représentent les écarts par rapport à l‟équilibre
thermodynamique évalués sur l‟ensemble des 2 phases.
En remplaçant dans l‟équation (2) dN par son expression tirée de (4a) et (4b), et en séparant les variables on
obtient :
dz =
dy
G
L
dx
=
A S KG y - y*
A S KL x* - x
(5) et (6)
(5) et (6)
Si les termes G/(A S Kg) et L/(A S Kl) varient peu, on peut écrire, en intégrant :
ye
z =
G
A S KG
ys
dy
L
=
y - y*
A S KL
xs
dx
x* - x
xe
(7) et (8)
(7) et (8)
On définit alors, pour chaque phase, une Unité de Transfert comme une portion de colonne réalisant des
séparations définies respectivement par :
24
TP II : ABSORPTION
ye
xs


dy

------------ = 1

 y-y*
y


dx

----------- = 1

 x* - x
x
s
e
Les titres x e, ye, xs et ys sont les titres à l‟entrée et à la sortie de cette portion de colonne. On définit pour
chaque phase une hauteur d‟unité de transfert (HUT) et un nombre d‟unités de transfert (NUT) par :
HUTG =
G
A S KG
et
ye
xs
dy
y - y*
NUTG =
L
A S KL
HUTL =
ys
et
dx
x* - x
NUTL =
xe
Et l‟on peut exprimer la hauteur totale de la colonne, Z, sous la forme :
Z = (hauteur d‟une unité de transfert) (nombre d‟unités de transfert)
*
Z = HUT
NUT = HUT NUT
G*
G
L*
L
Calcul du nombre d‟unité de transfert d‟une séparation
La notion d‟unité de transfert permet de caractériser un appareil donné ; la hauteur de l‟unité de transfert est
d‟autant plus grande que l‟opération est plus difficile, c‟est à dire que le coefficient de transfert ou l‟aire
d‟échange sont plus petits.
Le calcul du Nombre d‟Unités de Transfert (NUT) peut se faire par intégration graphique. La figure 5 montre la
construction des courbes 1/(y-y*) et 1/(x*-x) à partir de la courbe de partage et de la droite opératoire. La
mesure des aires comprises sous les courbes entre les bornes d‟intégration fournit les valeurs des nombres
d‟unités de transfert.
Figure 5 : calcul du nombre d’unités de transfert par intégration graphique
25
TP II : ABSORPTION
IV.2 Calcul de la hauteur d’une unité de transfert
Le calcul de la HUT (Hauteur d‟une Unité de Transfert) passe par la connaissance de l‟aire d‟échange A et des
coefficients d‟échange KL et KG. Nous avons vu lors de l‟étude hydrodynamique que l‟aire d‟échange dépend
du régime d‟écoulement des deux phases, elle est généralement fournie par le fabriquant du garnissage sous
forme de corrélation. Une seconde difficulté réside dans l‟estimation des coefficients de transfert. Nous allons
donc maintenant nous intéresser aux mécanismes de transfert de matière entre phases. On peut
schématiquement distinguer trois étapes dans le processus de transfert du soluté entre phases :
• transfert du soluté depuis le sein d‟une phase vers l‟interface,
•franchissement de l‟interface,
•transfert du soluté depuis l‟interface au cœur de la seconde phase.
Figure 6 : variations des concentrations dans les films gaz-liquide
Dans ce qui suit, nous supposerons que les deux phases sont à l‟équilibre à l‟interface : les concentrations
locales sont les concentrations d‟équilibre et il n‟y aura pas de résistance interfaciale au transfert. Le problème
se réduit à l‟étude du processus de transfert de soluté au sein d‟une phase limitée par une interface.
La densité de flux du soluté à travers l‟interface, n, peut se mettre sous la forme :
n = k (x -x) = k (y - y )
(9) et (10)
l i
g
i
*
*
n = K (x - x) = K (y - y )
(11) et (12)
L
G
Avec les conventions suivantes : x et y représentent les titres en soluté dans les phases liquide et gaz
respectivement, et l‟indice i indique l‟interface. Ces relations permettent de tirer l‟expression de K G et KL en
fonction de kg, kl, et de la pente locale de la courbe d‟équilibre égale à :

yi  y *
xi  x
(13)
Il suffit pour cela d‟utiliser la loi d‟additivité des résistances en série, par exemple (cf fig. 7) :
*
*
(y - y )
= (y - y ) + (y - y )
i
i
= (y - y ) + a (x - x)
i
i
(14)
26
TP II : ABSORPTION
soit, à l‟aide de (9), (10) et (12) :
n
n
n
1
1
1

 . 

 .
KG kg
k1
KG k g
k1
ou en terme de hauteur d‟unité de transfert :
HUTG  hut g   .
G
.hut1
L
Avec :
hut1 
L
A.S .k1
hut g 
G
A.S .k g
De même, on tirerait :
L
1
1
1
et HUTL  hut1 
.hut g
 
 .G
K1 k1  .k g
La démonstration effectuée ci-dessus suppose qu‟il n‟y ait pas de réaction chimique du soluté en phase liquide.
Ce n‟est pas le cas ici, le CO2 étant consommé par une réaction acido-basique. Il en résulte que la résistance
au transfert de matière dans la phase liquide est abaissée par l‟effet de pompage dû à la réaction.
Figure 7: Pente locale à la courbe d’équilibre
IV.3 Estimation des hauteurs d’unités de transfert
(Voir polycopier OpUn du Prof. D. Morvan pages 78 et79)
Les hauteurs d‟unités de transfert globales, HUTG et HUTL, sont caractéristiques de l‟installation (couple phase
gazeuse / phase liquide, mais aussi nature du garnissage) alors que les hauteurs d‟unités de transfert de film,
hutg et hutl, sont caractéristiques de chacune des phases et peuvent être estimées indépendamment à l‟aide de
corrélations.
IV.3.a Formule de PRATT pour les gaz :
27
TP II : ABSORPTION
1   d .G 
hut g  .  e 
C A   g . 
0 , 25
 g

  .D
 g g




0 , 67
Dans laquelle :

A
: fraction de vide = 0,61
: surface spécifique du garnissage,
De
: diamètre équivalent du garnissage = 4 / A
G
: débit massique de gaz par unité de surface,
g et g
: viscosité et masse volumique du gaz, g = 165 e-6 g. cm . s , g = 1,25 e-3 g. cm-3
Dg
C
: coefficient de diffusion dans la phase gazeuse,
-1
-1
: constante sans dimension valant 0,07 pour les selles de Berl.
IV.3.b Formule de SHERWOOD & HOLLOWAY pour les liquides :
L
hut1  a 

n
 1 


 1 .D1 
0,5
Avec :
L
: débit massique de liquide par unité de surface,
l et l
Dl
: viscosité et masse volumique du liquide, l = 0,01g. cm-1. s-1, l = 1 g. cm-3
: coefficient de diffusion dans le liquide,
n
a
: exposant généralement voisin de 0,25,
: constante caractéristique du garnissage et valant 0,12 en unité CGS pour les selles de Berl.
V. Manipulations
V.1 Mise en route de la colonne
L‟étude hydrodynamique se fera en utilisant l‟eau et l‟air des réseaux de distribution de l‟école.

Vérifier que les vannes de régulation des quatre débitmètres sont fermées (ne pas forcer).

Appuyer sur le bouton “marche” de l‟interrupteur général situé à gauche sur la console de commande.

Vérifier qu‟aucune électrovanne n‟est ouverte.




Mettre en service le conductimètre assurant la régulation de niveau de la garde liquide en pied de
colonne (interrupteur rouge),
Ouvrir l‟électrovanne permettant l‟évacuation du liquide en sortie de colonne (Electrovanne n° 8 )
Ouvrir à fond les vannes manuelles d‟arrivées d‟eau et d‟air situées sur le mur en bas à droite de la
bouteille de CO2.
Ouvrir l‟électrovanne d‟alimentation en eau du montage (Electrovanne n° 2 )
V.2 Étude hydrodynamique de la colonne
Commencer par bien mouiller le garnissage en engorgeant (légèrement !) la colonne.
Etudiez alors l‟évolution des pertes de charge dans la colonne en fonction du débit gazeux pour différentes
valeurs du débit liquide. On débutera en mesurant P en fonction du débit gazeux pour un débit liquide nul, puis
28
TP II : ABSORPTION
pour des valeurs croissantes du débit liquide, soit Dl = 0 / 10 / 30 / 60 / 100 l/h par exemple. On attendra au
moins cinq minutes entre le moment où l‟on change la valeur du débit de liquide et celui où l‟on effectue les
mesures afin que la colonne soit en équilibre hydrodynamique. On repèrera visuellement les points
d’engorgement.
Tracez le réseau des courbes log (P) = f(log G) sur papier millimétré format A4, en faisant figurer les débits en
kg/min.
En déduire la courbe des lieux d‟engorgement G = f(L) et tracer cette dernière sur une nouvelle feuille en
exprimant les débits en litre par minute.
Vérifiez la corrélation G1/3 + 0,374 L1/2 = constante où les débits sont exprimés en litre par minute et trouvez la
valeur numérique de cette constante.
V.3 Étude de l’absorption du gaz carbonique par une solution de monoéthanolamine
V.3.a Manipulation
On veut ramener la concentration de CO2 dans de l‟air de 9% à 3% (en volume).
A partir des données (tableau), construisez la courbe d‟équilibre donnant le titre massique, y, de CO2 dans la
phase gazeuse en équilibre avec une solution de monoéthanolamine de titre massique en CO2, x, donné.
Tracez les droites de fonctionnement, correspondant à un taux de solvant égal à 2 fois le taux minimal, et
permettant de ramener à 5 % en volume le titre en CO2 d‟un gaz initialement à 9 %. (en volume) par lavage
avec une solution 0,5 N en monoéthanolamine.
Déterminez alors les débits à mettre en oeuvre sur l‟installation pour que l‟on soit à 50% de l‟engorgement.
Détaillez les calculs.
Préparez environ 10 litres d‟une solution 0,5N de monoéthanolamine (à vérifier auprès de l‟enseignant), et la
mettre dans le bac de gauche.
Effectuez la séparation.
ATTENTION : à la fin de la manipulation, bien laver toutes les canalisations ayant été au contact de la
monoéthanolamine (celle-ci formant un magnifique complexe bleu avec le cuivre).
V.3.b Exploitation des résultats
Obtenez-vous la séparation désirée ? Conclusions.
Calculez les NUTG et NUTL de la séparation obtenue. Tirez-en les HUTG et HUTL et comparez-les avec les
estimations tirées des corrélations. Conclusions ?
Où se situe la principale résistance au transfert ?
A partir des HUTG et HUTL obtenus expérimentalement, estimez le débit de la solution de 0,5N de
monoéthanolamine à mettre en œuvre pour ramener à 1,5% en volume le titre en CO 2 d‟un gaz initialement à 9
% et dont le débit est égal à celui calculé dans la partie précédente. Vérifier expérimentalement la validité de
votre calcul et concluez.
Coefficients de diffusions du dioxyde de carbone :
Dg = 0,10 cm2/ s
Dl = 2,7 10-5 cm2/ s
29
TP II : ABSORPTION
Courbe d’équilibre : solution 0,5 M en monoethanolamine à 25°C
Pression partielle de CO2 (torr)
mole de CO par mole d’amine
2
735.7
1.004
251.8
0.886
99.6
0.795
44.2
0.720
10.8
0.607
J. Perry: Chemical Engineering Handbook. Ed Mc Graw-Hill. 1963
Surface spécifique du garnissage (selles de Berl) A : 1360 m2/m3
Fraction de vide  : 0.61
30
TP II : ABSORPTION
31
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
Objectifs:
Comparer les performances de réacteurs chimiques de
différentes géométries fonctionnant en continu. Les taux
d'avancement d'une réaction modèle de saponification
seront comparés aux valeurs théoriques en supposant les
réacteurs idéaux ou en tenant compte de la dispersion
axiale mise en évidence expérimentalement. Un logiciel de
simulation des écoulements sera utilisé en support pour
rendre compte des écarts à l'idéalité.
I. Introduction
A travers l‟étude de saponification de l‟acétate d‟éthyle, on se propose de déterminer les performances des
deux principales configurations de réacteurs utilisées industriellement en fonctionnement continu, c'est-à-dire
les réacteurs de type « batch » ou « piston ». Dans des conditions d‟écoulement idéalisées, c‟est à dire
respectivement réacteur parfaitement agité (dit RPA) ou écoulement piston parfait, ainsi que des pertes de
charges négligeables, on peut prédire le taux d‟avancement de la réaction mise en œuvre dans le réacteur
connaissant ses caractéristiques cinétiques.
Toutefois il y a des cas où les modèles des réacteurs idéaux ne peuvent pas décrire les réacteurs réels à cause
d‟un « court-circuit » (channeling) de l‟écoulement ou la formation d‟un fluide stagnant dans un réacteur agité
(RA) ou la diffusion de matière et de chaleur qui ne peut pas être négligée, dans un réacteur tubulaire.
Ces phénomènes produisent une distribution des temps de séjour des réactifs dans le réacteur très étendue qui
a pour résultat une modification de sa capacité de production.
La réponse des différents réacteurs à l‟introduction des traceurs par injection pulsée ou échelon (TP des
Réacteurs de 1ere année) donne des informations qui peuvent être appliquées à la détermination du taux de
conversion dans un réacteur, soit directement, soit en combinaison avec un ou plusieurs modèles
mathématiques qui rendent compte des conditions d‟écoulement non idéales.
Le but de ce TP sera de comparer ces différentes valeurs théoriques aux taux d‟avancement de la réaction de
saponification mesurés expérimentalement, et ce pour quatre réacteurs, deux réacteurs batch et deux de type
piston.
II. RAPPELS THÉORIQUES
II.1 Equations de fonctionnement des différents réacteurs idéaux
(Voir aussi le fascicule des TP de la 1ere année)
Réacteur Parfaitement Agité (RPA)
32
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
En régime permanent l‟équation du RPA est:
V
 Xr
FV 0 A0 
où :
(1)
r est la vitesse de disparition de A par unité de volume
V est le volume du réacteur.
FV0 le débit volumique (en l/min ou l/s) à l‟entrée du réacteur
[A0] la concentration de A (en mole/l) à l‟entrée du réacteur
En posant le « temps de passage » =V/FV0 on obtient :
V

X

 A
FV 0 A0  A0  rA
(2)
1  XA 
Or, pour les systèmes à densité constante on sait que:
 A
A0 
er
Cas d‟une réaction du 1 ordre:
On a r=-k[A]
k. 
donc (2) s‟écrit:
XA
1 XA
(3)
Dans le cas d‟une cascade de n réacteurs parfaitement agités, on peut montrer que :
Xn  1
1
k 

1 

n 

(4)
n
Cas d‟une réaction du 2eme ordre:
On a r=-k[A]2
k.A0  
dans ce cas (2) s‟écrit:
XA
1  X A 
2
(5)
Dans une cascade de 2 réacteurs de même volume on a:
2  1 2  1  4. X A1   
2
X A2 
(6)
2
2  1  2  1  42
2
et
X A1 
2
et  

2
 k  C A0
XA1 est le taux de conversion à la sortie du premier réacteur de la cascade, calculée à partir de l‟équation (5)
pour un temps de passage de .
Le réacteur piston (RP)
En régime permanent l‟équation du RP est:
33
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
dV
 drX
FV 0 A0 
avec:
(7)
FV0 le débit volumique (en l/min ou l/s) à l‟entrée du réacteur
[A0] la concentration de A (en mole/l) à l‟entrée du réacteur
et
dV le volume élémentaire du réacteur
En posant le « temps de passage » =V/FV0 on obtient:
V



FV 0 A0  A0 
x Af

0
dX A
rA
Pour les systèmes à densité constante on a:1  XA 
(8)
 A
A0 
er
Cas d‟une réaction du 1 ordre:
On a : r=-k[A]
donc (8) s‟écrit:
k.  ln 1  XA 
(9)
Cas d‟une réaction du 2eme ordre:
On a : r=-k[A]2
donc (8) s‟écrit:
k.A0  
XA
1  X A 
(10)
II.2 Détermination des vitesses de réaction
Une méthode courante pour la détermination de l‟ordre de la vitesse d‟une réaction est la mesure de la
concentration d‟un des réactifs à des temps différents. Les valeurs obtenues sont comparées avec ceux
qu‟aurait donné une équation d‟ordre n. L‟ordre retenu est celui qui donne le meilleur accord avec les valeurs
expérimentales.
La comparaison peut se faire par deux méthodes:
1. La méthode intégrale dans laquelle on compare les concentrations obtenues expérimentalement et celles
issues de l‟équation cinétique. Dans ce cas l‟intégration des équations cinétique est nécessaire.
2. La méthode différentielle dans laquelle on compare les vitesses obtenues expérimentalement et celles issues
de l‟équation cinétique. Pour les besoins du TP nous allons utiliser la méthode intégrale.
Cas général de réaction d‟ordre n
Dans ce cas nous avons :

dA
n
 k n  A
dt
(11)
34
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
et pour n  1:
A0  n1  A  n1
n  1
 k n t (16) et
tR 
A0 
n
kn A 0 

1
1 n
A0 

kn
(12)
Pour déterminer la cinétique d‟une réaction nous mesurons les concentrations Ai au différents temps ti et nous
traçons des diagrammes (figure ci-dessous)
Si la réaction est d‟ordre zéro, Ai = f(ti) doit donner une droite.
Si la réaction est d‟ordre1, alors ln
Ai
 f t  doit donner une droite
A0
Si la réaction est d‟ordre 2 (si les réactifs sont en proportions stœchiométriques), alors
1
1

 f t doit
A i A0
donner une droite
ln [A]
[A0]
[A]
[A0]
Réaction
k1 d'ordre 1
Réaction
d'ordre 0
1
1
[A]
[A0]
k2
1
[A0]
t
t
Réaction
d'ordre 2
t
tR
II.3 Détermination de la Distribution des Temps de Séjour (DTS)
On appelle E la fonction de DTS (en anglais RTD) d‟un réacteur. La fonction E.dt est définie comme le
pourcentage des molécules qui quittent le réacteur avec un temps de séjour compris entre t et t+dt. Il est clair

que:
 Edt  1
(13)
0
Pour déterminer expérimentalement la DTS, on utilise la méthode des traceurs qui consiste à « marquer » les
molécules entrant dans le réacteur et à suivre leur histoire jusqu‟ à la sortie (les dénombrer dans le courant de
sortie en fonction du temps).
Cette expérience consiste à injecter dans le réacteur, à un instant t = 0, une certaine quantité de traceur
(injection sous forme d‟une impulsion) et à suivre l‟évolution de sa concentration à la sortie. On obtient alors une
courbe permettant de déterminer la fonction E(t) (DTS) dans le réacteur considéré, selon l‟équation (14).
35
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
(14)
D‟autre part, on définit le temps de séjour moyen R par la relation:
R =




0
0
t C(t) dt
(20)
C (t) dt
(15)
Si E(t) n‟est pas continue et elle est connue à des temps ti alors:
R
 t C t

 C t
i
i
i
i
i
(16)
i
i
Un autre paramètre très utile pour la caractérisation de la distribution des temps de séjour E(t) d‟un réacteur est
 la variance de la distribution qui est définie comme suit:
t    C t

 C t
2

2
i
R
i
i
i
i
(17)
La variance pour un réacteur piston idéal est égale a zéro. Plus le réacteur est dispersif plus sa variance est
élevée.
II.4 Détermination de la dispersion axiale dans les réacteurs Piston
On définit t/R le temps réduit, u la vitesse linéaire dans le réacteur, DL le coefficient de diffusion axiale, L la
longueur du réacteur et Pe 
L.u
le nombre de Peclet axial.
DL
Lorsque la dispersion axiale est faible (
DL
<0.01) c‟est à dire pour des nombres de Peclet grands, E(t) est
L.u
symétrique par rapport à =1 et on a:
2 2

 R2 Pe
(18)
Lorsque la dispersion axiale ne peut plus être négligée, ou que le signal n‟est pas symétrique, on admet un
écoulement piston (u = Cte) avec :
E(t) 
2 
 P
exp  e 1   
 4

2 
Pe
(19)
et on a:
36
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
2
R
2
1
2

 8
Pe
 Pe



2
(20)
Remarque : Pe ==> 0 , Mélange parfait ==> RPA
Pe ==> ∞, Pas de mélange==> RP.
E max 
Pe
2 
(21)
Largeur au point
d‟inflexion :
2
Attention : Sur l‟axe des abscisses de cette figure il y a le temps adimensionnel
2
Pe
(22)
t/R
II.5 Calcul de la conversion dans un réacteur non idéal
II.5.a Réacteur agité
Les équations du paragraphe II.1 s‟appliquent en remplaçant le temps de passage par le temps de séjour
déterminé expérimentalement grâce à la courbe E(t).
II.5.b Réacteur piston
Dans ce cas, connaissant DL (il peut être calculé à partir de (18 ou 20), le bilan matière dans le réacteur en
tenant compte de la diffusion axiale s‟écrit (selon l‟abscisse z dans la direction axiale du réacteur):
d  A
dA
DL
u
r  0
2
dz
dz
2
(21)
37
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
ou, sous une forme adimensionnelle, en posant x 
DL d 2 c * dc *
L
n 1

 k n A0  c *n  0
uL dx
dx
u
Sachant d'une part que

z
A :
, c* 
L
A0 
pour une cinétique d‟ordre n
(22)
L
et d‟autre part en utilisant Da , le nombre adimensionnel appelé Damköhler
u
Da  k. .A0  :
n 1
1 d 2 c * dc *
(23)

 Da.c *n  0
Pe dx 2
dx
1 dc *
dc *
Avec des conditions aux limites: c * 
 1 pour x=0 (entrée du réacteur) et
 0 pour x=1 (sortie
Pe dx
dx
du réacteur).
La résolution de cette équation différentielle sera effectuée grâce au logiciel Comsol (solliciter l‟enseignant à ce
sujet APRES avoir déterminé les paramètres nécessaires, soit Pe, DL, u, , n et kn).
ème
Comparaison entre un réacteur piston idéal et un réacteur réel pour des réactions de 2
III. Procédure expérimentale
III.1 Objectif
38
ordre du type A+B ----> P ( CA0=CB0)
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
Il s‟agit d‟étudier la réaction chimique de saponification réaction de l‟acétate d‟éthyle avec la soude dans 4
réacteurs différents dans les mêmes conditions de débit. Pour cela dans un de ces réacteurs on déterminera
d‟abord l‟ordre de la réaction et ensuite le taux de conversion de chacun de ces 4 réacteurs. Ces taux de
conversion obtenus expérimentalement seront comparés avec ceux calculés pour des réacteurs idéaux mais
aussi avec ceux calculés pour les réacteurs R3 et R4 en tenant compte de leur dispersion axiale. En effet on
supposera que les réacteurs agités sont idéaux, de sorte que le temps de séjour se confond avec le temps de
passage. Par contre, il faudra déterminer le temps de séjour moyen dans les réacteurs tubulaires (R3 et R4) en
appliquant la méthode de la réponse à une impulsion (méthode mise en œuvre en 1
Génie Chimique).
ère
année lors des TP de
III.2 Dispositif expérimental
Le banc comporte 4 réacteurs différents mais de même volume 0.8l. Un réacteur parfaitement agité (RPA) R2,
une cascade de deux réacteurs parfaitement agités R11 et R12 de 0.4l chacun, un réacteur tubulaire à faible
dispersion axiale R3 et un réacteur tubulaire à forte dispersion axiale (réacteur à serpentin) R4. Chaque
réacteur est muni d‟un conductimètre (C11 et C12 pour R11 et R12, respectivement, C2 pour R2, C3 pour R3 et
C4 pour R4). Les réacteurs parfaitement agités sont munis d‟agitateurs (A11 et A12 pour R11 et R12 et A2 pour
R2). L‟alimentation en eau pour la mesure des DTS et des réactifs pour la saponification est assurée par 2
pompes doseuses à fort débit P1 et P2. Comme on utilise qu‟un seul réacteur à la fois on oriente les liquides
vers les réacteurs par l‟intermédiaire des 8 électrovannes (2 pour chaque réacteur). Les électrovannes K11 et
K12 sont associés aux réacteurs R1, K21 et K22 au réacteur R2, K31 et K32 au réacteur R3 et K41, K42 au
réacteur R4. Les pompes, les électrovannes et les agitateurs, sont pilotés par ordinateur. L‟acquisition des
signaux des conductimètres (notés C) se fait aussi par ordinateur.
39
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
A12
A11
C4
C3
A2
R
C11
11
C12
12
C2
R
22
21
R4
R1
R3
R
R2
14
R
13
24
23
11
12
E
14
13
21
22
Acetate
E
E
24
R
K2
K1
A
23
Seringue pour
l’injection
B
Vanne de vidange
Soude
Recupérati
on
l'injection
du
traceurou
de purge
Dispositif expérimental
III.3 Préparation des réactifs et du traceur
Traceur pour l‟étude hydrodynamique (Réponse à un pic de Dirac)
Dans un bécher de 100 mL, préparer 50 mL d‟une solution saturée (environ 6M) de NaCl. Ajouter quelques
cristaux de permanganate de potassium (KMnO4) afin de pouvoir suivre, visuellement, l‟évolution du
traceur à travers la paroi en verre du réacteur.
Réactifs pour l‟étude des taux de conversion
Préparer dans la bonbonne (A):12l d‟une solution d‟acétate d‟éthyle
C 0A = 0,2 mol.l-1
Préparer dans la bonbonne (B): 14 l d‟une solution de soude 0,2 mol l-1 à partir de la solution de soude
concentrée (30% w/w).
40
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
III.4 Conduite des expériences
III.4.a Mise sous tension de l’ordinateur
Le programme de pilotage s‟exécute immédiatement en donnant l‟image ci-dessous :
III.4.b Réglage du débit des pompes
Comme le déroulement de la réaction est suivi par conductimétrie, les ions hydroxyde dont la contribution est la
plus significative au signal doivent être en excès. Le débit de la pompe de NaOH doit être environ 10%
supérieur à celui de l‟acétate d‟éthyle. Concrètement, le débit l‟acétate d’éthyle sera réglé à 11l/h et celui de
la soude à 12l/h.
III.4.c Étude des taux de conversion des réacteurs et de la cinétique de la saponification
Il s‟agit, maintenant, de suivre l‟évolution d‟une réaction chimique dans les différents types de réacteurs
continus présentés précédemment. Les volumes des réacteurs sont égaux (0.8l); ceci afin de comparer, à
temps de passage identique, les performances respectives de chacun des réacteurs.
La réaction modèle utilisée est la saponification de l‟acétate d‟éthyle par la soude dont la stœchiométrie est la
suivante:
EtOAc + NaOH  EtOH + NaOAc
A+B R+S
EtOAc = acétate d‟éthyle = A
NaOH = soude = B
EtOH = éthanol = R
NaOAc = acétate de sodium = S
Etalonnage des conductimètres
La conversion de la réaction sera être suivie par conductimétrie, il faut alors procéder à un étalonnage des
sondes car elles sont, non seulement sensibles à la présence de soude, mais également à celle de l‟acétate de
sodium formé par la réaction. La conductivité
conversion de soude:
dans les réacteurs varie, linéairement, en fonction de la
41
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
• déterminer la concentration de soude dans la bonbonne
Procédure : prendre un échantillon de la solution de soude préparée de V = 20 ml puis le doser avec de l‟acide
sulfurique 0,1 N et quelques gouttes de phénolphtaléine comme indicateur coloré.
bonbonne
En notant v , le volume d’acide versé, on a : C B

0,1.v
bonbonne
, avec C B
la concentration de soude dans
V
le bidon.




prendre un nouvel échantillon de 50ml dans la bonbonne de soude puis y plonger, respectivement,
les sondes C11, C12, C2, C3 et C4.
0
0
0
0
0
noter les signaux respectifs correspondants T11 , T12 , T2 , T3 , T4 .
bonbonne
1
1
1
1
diluer cet échantillon deux fois (concentration=CB
/2) et noter les signaux T11 , T12 , T2 , T3 ,
1
T4 ..
enfin plonger les sondes dans un bécher d‟eau et noter les valeurs T11eau, T12eau, T2eau, T3eau, T4eau.
De cette manière on a 3 valeurs pour chaque sonde et on peut tracer les courbes d‟étalonnage
correspondantes.
Mesure du taux de conversion







Ouvrir les deux électrovannes (1.1 et 2.1) correspondant aux réacteurs R11 et R12 de la cascade.
Mettre en marche les deux pompes
Laisser les réacteurs R1 se remplir
Suivre les indications des sondes correspondantes
Lorsque la conductivité du milieu ne varie plus en fonction du temps, le régime permanent est atteint ,
noter ce signal: T1
Ouvrir les deux électrovannes 2.1 et 2.2 correspondantes au réacteur R2 et fermer les deux
électrovannes correspondantes à la cascade des réacteurs R1. Et répéter le protocole précédent. Noter
T2.
Répéter la procédure pour les deux autres réacteurs et noter T3 et T4.
Mesure de la cinétique de la réaction.
Verser dans le réacteur R12 deux volumes égaux de soude et d‟acétate d‟éthyle prélevés dans les bonbonnes
correspondantes. Mélanger et enregistrer le signal de conductivité. On utilisera ces données pour déterminer
l‟ordre de la réaction ainsi que la constante cinétique correspondante. En principe au bout de 20 min la réaction
est totale et la conductivité ne varie plus. Arrêter l‟enregistrement.
Vidanger le réacteur R12 par la vanne placée en dessous dans un bêcher propre.





Plonger les sondes C11, C12, C2, C3, et C4 dans cette solution et relever les signaux T11 , T12 , T2 , T3 , T4 .
Doser V‟ = 20 ml de cette solution avec de l‟acide sulfurique 0,1 N et quelques gouttes d‟indicateur coloré.
'
0, 1v

En notant v‟, le volume d‟acide versé, on a: C B 
'
V
Vidanger, à nouveau, toute l‟installation et la remplir avec de l‟eau permutée.
III.4.d Détermination de la dispersion axiale dans les réacteurs tubulaires
Remplir les bonbonnes A et B avec de l‟eau.
Ouvrir les deux électrovannes 3.1 et 3.2 correspondant au réacteur R3.
42
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
Mettre en marche les deux pompes K1 et K2 et remplir le réacteur.
Injecter, à l‟aide d‟une seringue, environ 3 cm3 de traceur par le septum dans le réacteur et en même
temps à l‟aide de la souris commencer l‟enregistrement de la DTS.
Arrêter l‟enregistrement quand tout le traceur aura traversé le réacteur; c‟est-à-dire, lorsque l‟a conductivité
aura retrouvé la ligne de base de départ.
Procéder de la même façon avec le réacteur R4 en ouvrant les électrovannes 4.1 et 4.2 et en fermant les
électrovannes 3.1 et 3.2 sans arrêter les pompes.
Une fois ceci terminé:

arrêter les pompes


fermer les électrovannes
vidanger toute l‟installation
Le traitement des enregistrements des DTS se fera sur ordinateur avec Excel.
Ce traitement permettra d‟obtenir le temps de séjour moyenR et la variance .
IV. Interprétation des résultats
IV.1 Étude hydrodynamique des réacteurs (Détermination des DTS)
Déterminer le temps de séjour dans les réacteurs R3 et R4.
Pour cela calculer pour chaque réacteur la surface:

S1   C( t ).dt par une méthode appropriée.
0

Tracer la courbe t.C(t) et mesurer sa surface notée:
S 2   t.C( t ).dt
0
Faire le rapport
S
S
2
qui correspond au

Ri
de chaque réacteur
1
IV.2 Étude des taux de conversion des réacteurs et de la cinétique de la saponification
On sait que la sonde indique une valeur proportionnelle à la concentration en soude du milieu.
Tracer, alors, pour chaque sonde sa droite d‟étalonnage.
Pour une sonde quelconque i :
Tracer la droite passant par la valeur de la conductivité de l‟eau permutée utilisée dans ce TP) et les points

de coordonnées C
bonbonne
B
, Ti
1

 C Bbonbonne 2 
, Ti  : cf figure ci-dessous
et 
2


43
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
Signal conductimètre, mV
Ti1
Ti2
Ti0
Ti
Ti ∞
C (mol/l)
CB∞
CBbonbonne/2
CBi
CBbonbonne
CB0réacteur
D‟autre part, calculer : C réacteur
 C 0B .
B0
QB
QA  QB
Avec :
QA débit volumique d‟acétate d‟éthyle
QB débit volumique de soude
réacteur
Remarque: bien sûr, le point C B0
est très proche du point
C1B (autour de 0.1mole/l)
réacteur
• En déduire la valeur Ti0 qu‟indiquerait la sonde plongée dans la solution à C B 0
.


Relier ce point au point de coordonnées ( C B , Ti ) : ceci représente la droite d’étalonnage de la
sonde i dans les conditions de la réaction.
Trouver, alors, grâce à cette droite, l‟abscisse du point d‟ordonnées Ti : c’est la concentration CBi en
soude, en régime permanent dans le réacteur i.
La concentration en acétate d‟éthyle s‟en déduit sachant qu‟il disparaît autant d‟acétate d‟éthyle que de
soude :

CAi  CA0  Créacteur
 CBi
B0

Comme A est le réactif limitant, on peut déduire CA0 de l‟expression :

CA 0  Créacteur
 CB
B0
Pour chaque réacteur, déterminer le taux de conversion XAi de A, tel que :
CAi = CAO (1 - XAi).

pour chaque réacteur, calculer la valeur théorique du taux de conversion en supposant le réacteur
idéal ainsi que le taux de conversion calculé compte tenu de la dispersion dans les réacteurs R3 et
R4

comparer les taux de conversion entre eux (présenter les résultats des taux de conversion expérimental, théorique avec ou sans tenir compte de la non idéalité- pour chacun des réacteurs
dans un tableau)
44
TP III : ÉTUDE DES RÉACTEURS CHIMIQUES
V. Bibliographie
[1] O. Levenspiel, Chemical reaction engineering, John Wiley and Sons, 1998.
[2] J.M. Smith, « Chemical Engineering Kinetics » , Ed Mc Graw Hill
[3] J. Villermaux, Génie de la reaction chimique, Lavoisier Tec&Doc, 1993
[4] C. Vayenas « Introduction au calcul des réacteurs » Ed. Université de Patras
[5] G.F. Froment, Fixed bed catalytic reactors, Ind. Eng. Chem., 59(2), 18, 1967.
[6] G.F. Froment and K.B. Bischoff, Chemical reactors analysis and design, John Wiley and Sons, 1990.
[7] C.N. Saterfield, Heterogeneous catalysis in industrial practice, Mc Graw Hill, 1991.
[8] H.S. Fogler, Elements of chemical reaction engineering, Prentice Hall International, 2004.
45
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
TP IV : CONCEPTION
D’UN
PROCÉDÉ
PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
DE
Objectifs: L‟objectif de ce TP est de modéliser une unité
de production de cyclohexanone à l‟aide du logiciel Aspen
Hysys®. Le Bilan économique du procédé modélisé capital,
les coûts d‟opération nécessaires ainsi que la rentabilité
attendue.
I. Introduction
Ce projet est adapté d‟un problème proposé dans le concours de l‟AIChE (American Institute of Chemical
Engineers). Le problème consiste à évaluer la faisabilité pour construire une usine afin de transformer le
cyclohexanol en cyclohexanone. Il est donc nécessaire d‟établir un rapport de conception préliminaire contenant
la conception du procédé, le capital et les coûts d‟opération nécessaires ainsi que la rentabilité attendue.
Problème
Une grande compagnie chimique dispose d‟un excédent d‟environ 4,5x106 kg/an de cyclohexanol. Le
département de recherche et développement (R&D) de la compagnie a développé un nouveau catalyseur pour
convertir le cyclohexanol en cyclohexanone à travers la réaction :
C6H11OH  C6H10O + H2
(1)
Cependant, il se produit également une réaction secondaire non indésirable:
C6H11OH + C6H10O  C12H20(OH)2 (Highboiler)
(2)
Où, le Highboiler est un composé qui bout à haute température. La réaction a lieu dans la phase liquide et le
catalyseur est un solide granuleux de consistance proche du sable. (N.B. l‟hydrogène produit par la réaction
formera une phase gaz dans le réacteur). La cinétique de la réaction a été déterminée et elle est exprimée de la
manière suivante :
r1  63,11e  E1 / RT C A kmol / s.m 3
r2  1,13x1014 e  E 2 / RT C A C B kmol / s.m 3
où
E1  0,33172 x10 8 J / kmol
E 2  0,1362 x10 9 J / kmol
CA et CB les concentrations molaires de A et B
47
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
3
Les concentrations sont exprimées dans les unités du SI (kmol/m ). Toutes les réactions ont lieu dans la phase
liquide. La concentration du catalyseur est de 3% en masse. Le catalyseur se désactive avec le temps et 0,1 kg
de catalyseur frais doit être ajouté par 50 kg de cyclohexanol frais alimenté. La réaction doit être réalisée dans
l‟intervalle de températures de 90°C à 120°C.
Autres spécifications
Le matériau de construction de tous les équipements est l‟acier au carbone. A l‟heure actuelle, il n‟existe pas
d‟autres utilisations pour le Highboiler et pour l‟hydrogène que comme combustibles. En conséquence,
l‟utilisation de ces sous-produits en tant que combustible est censée équilibrer leurs coûts de traitement. On
suppose également que l‟usine opère 8000 h/an.
Propriétés physiques
Les données pour le cyclohexanol et la cyclohexanone sont disponibles dans les banques de données
standard. En revanche, les propriétés du Highboiler ne sont pas disponibles et elles doivent être estimées à
partir de sa structure.
La structure moléculaire du Highboiler est montrée ci-après.
O
OH
Les autres données expérimentales disponibles sont :
Propriété
Cyclohexanol(A)
Cyclohexanone(B)
Température critique
625 K
629 K
Pression critique
37 atm
38 atm
Point normal d‟ébullition
161,1°C
156,7°C
Point de fusion
23,9°C
-45,0°C
Constantes de l’équation d’Antoine log10 P° = a + b / ( c+T) , P° en mmHg, T en °C
a
8,0841
7,3115
b
-2064,7
-1738,8
c
235,53
236,79
Masse volumique du liquide  = a+b*T ,  en g/cm3, T en °C
a
0,9627
0,9625
b
-0,0007587
-0,000852
Spécifications du courant d‟alimentation
Débit d‟alimentation :
450 kg/h
Composition :
99%w (A)
1%w (B)
25°C
1 bar
Température :
Pression
:
Spécifications du produit :
La cyclohexanone produite doit avoir une pureté de 95%mol, contenir 5% de cyclohexanol et éventuellement des
traces du Highboiler.
Coûts des matières premières et du produit
Cyclohexanol:
130,0 Euro/kmol
Cyclohexanone:
275,0 Euro/kmol
48
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
II. Estimation des propriétés thermodynamiques
Dans cette partie nous allons :
Générer des graphes de la pression de vapeur du cyclohexanol (bar), de la cyclohexanone et du Highboiler en
fonction de la température entre 10 et 200°C. Une fois réalisés, imprimez-les et rajoutez-les à votre rapport.
Comparer les propriétés critiques des composants purs (température critique, pression critique) données dans
l‟énoncé du problème avec les valeurs calculées par Hysys. (Pour voir les propriétés d‟un composant, affichez
le Basis Environment et cliquez sur le composant d‟intérêt). Ajoutez la comparaison dans votre rapport.
Pour accomplir cela, il sera nécessaire de choisir le modèle thermodynamique approprié, d‟ajouter les
composés nécessaires, et finalement de disposer les résultats soit sous forme d‟un tableau, soit sous forme
graphique. Il est important de signaler que le composant Highboler ne se trouve pas dans la Pure Component
Library. Aussi, allons-nous créer un composé hypothétique semblable au Highboiler afin d‟estimer ses
propriétés comme un composé pur.
II.1 Étapes préliminaires
Ouvrir Hysys et dans le menu File, choisissez New/Case. Cela ouvrira le Simulation Basis Manager.
Simulation Basis Manager
II.1.a Ajouter les composés à partir de la Pure Component Library
Choisissez les composés. Cela est fait en cliquant sur le bouton Add.
Les composés qui sont inscrits dans la bibliothèque sont le cyclohexanol, la cyclohexanone et l‟hydrogène.
Ajoutez ces composés à partir de la procédure suivante :
Écrivez le nom du composé à être ajouté dans la cellule Match, par exemple dans le cas de l‟hydrogène tapez
Hydrogen.
L‟hydrogène apparaîtra dans la boîte Components Available. Sélectionnez-le et cliquez sur le bouton Add
Pure. Ceci est tout ce qui est nécessaire pour ajouter un composé qui est inscrit dans la bibliothèque de Hysys.
Suivez la même procédure pour le cyclohexanol et la cyclohexanone.
49
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Composés choisis
Créer le HighBoiler
Sélectionnez l‟option Hypothetical et Hypo Manager. La fenêtre du gestionnaire des composés
hypothétiques apparaîtra à l‟écran et cliquer sur le bouton Add.
Fenêtre Hypo Manager.
Cliquez sur le bouton Add Hypo and View. Cela affichera la fenêtre montrée ci-dessous.
50
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Construction d’un composé
N.B. le nom du composé peut être changé en cliquant simplement sur la cellule Component Name et ensuite
écrivez le nom du composé (Highboiler), appuyez sur Enter.
Le Highboiler sera défini en Hysys à partir de sa structure. Le logiciel sera capable d‟estimer le propriétés pour
le composé. Cliquez sur le bouton Structure Builder.
UNIFAC Structure Builder
Dans cet écran, on sera capable de construire une molécule en utilisant des sous-groupes. La structure
chimique du Highboiler est montrée ci-après.
O
OH
Structure moléculaire du Highboiler
51
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Le tableau montre les sous-groupes nécessaires pour construire le Highboiler.
Sous-groupe
Nombre de radicaux
CH2
8
CH
2
CH2O
2
N.B. Idéalement, nous aurions dû utiliser deux groupes cycliques saturés. Cependant, comme ce groupe n‟est
pas disponible en Hysys, nous avons utilisé des petits sous-groupes pour construire la molécule. Cela introduira
quelques inexactitudes dans nos calculs. Néanmoins, comme le Highboiler est présent en petites quantités
dans le système, ceci ne devrait pas poser de problèmes.
Construire la molécule :
Trouvez les sous-groupes, cliquez sur le bouton Add Groupe. Introduisez aussi le nombre de groupes dans la
molécule.
Une fois que vous avez ajouté tous les sous-groupes nécessaires, la barre en bas affichera MultiMolecule.
Fermez la fenêtre.
Sur la fenêtre du Highboiler cliquez sur Estimate Unknown Props.
Fermez la fenêtre et ajoutez le composé créé dans la base de données.
Les propriétés du Highboiler ont été estimées et maintenant leur variation être calculés en fonction de la
température.
II.1.b Choix du modèle thermodynamique
Choisissez le modèle thermodynamique (onglet Fluid Pkgs).
Simulation Basis Manager.
Cela est fait en cliquant sur le bouton Add. Le Fluid Package-Base-1 apparaîtra à l‟écran. Dans la liste,
choisissez le modèle de Wilson car il est adapté à notre système. SRK (Soave-Redlich-Kwong) devra être
sélectionné comme le modèle pour la phase vapeur car le système n‟est pas idéal. Notez que par défaut le
modèle sélectionné est Ideal.
52
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Fluid Packages Manager.
Enregistrez votre travail dans le dossier nommé TP2A\nom_de_votre_groupe..
II.2 Génération d’un tableau de propriétés en Hysys.
Pour générer un tableau de propriétés en Hysys, vous devez définir un courant de matière car le logiciel ne peut
calculer des propriétés que pour les courants.
Dans le Simulation Basis Manager cliquez sur le bouton Enter Simulation Environment.
Donnez le nom à votre simulation en utilisant l‟option Simulation/Main Properties. Le nom apparaîtra
sur les rapports que vous réaliserez.
Dans la palette d‟objets (laquelle montre tous les éléments disponibles), faites un double clic sur le courant de
matière (flèche bleue). Nommez le courant d‟alimentation et entrez les informations suivantes :
Température = 90°C
Pression = 21 bar
Débit massique = 450 kg/h
Entrez la composition en fraction molaire en faisant un double clic sur le débit massique. Spécifiez le courant
comme du cyclohexanol pur. (Entrez la fraction du cyclohexanol comme étant égale à 1,0 et les autres comme
zéro.)
53
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Courant d’alimentation
Générer le tableau des propriétés (Property Table) :
Tout d‟abord, nous estimerons la capacité calorifique molaire et la masse volumique du courant d‟alimentation
en fonction de la température.

Dans le menu Tools/Utilities, choisissez l‟option Property table dans la liste des utilités disponibles et
cliquez sur le bouton Add Utility.

Nommez l‟utilité Capacité Calorifique Molaire et sélectionnez le courant d‟alimentation.

Mettez la pression comme Variable 1 en mode State. Le mode détermine si vous voulez utiliser des
valeurs constantes ou utiliser un intervalle de valeurs entre les limites supérieure et inférieure
spécifiées. Entrez la valeur de 21 bar pour la pression. Vous pouvez introduire plus d‟une valeur de
pression si vous le souhaitez (introduisez aussi la valeur de 14 bar pour la pression). Ensuite, mettez la
température comme Variable 2, le mode est Incremental avec les limites 10-200°C et un
incrément de 10°C.
Property Table : Capacité Calorifique molaire

Ensuite choisissez sur le menu à gauche Dep.Prop. Appuyez sur le bouton Add et dans la liste
affichée choisissez les propriétés Molar Heat Capacity et Mass Density.
54
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Property Table : Dep.Prop
Pour générer le tableau cliquez sur le bouton Calculate. Les résultats peuvent être affichés en cliquant sur
l‟onglet Performance. Vous pouvez imprimer le graphe en faisant un clic droit sur le graphe affiché, dans le
menu qui apparaît vous pouvez également contrôler les propriétés du graphique
Mettez dans votre rapport le tableau des propriétés créé en choisissant l‟option Tools/Reports et en cliquant
sur le bouton Create. Ensuite, cliquez sur le bouton Insert Datasheet. Finalement, sélectionnez le tableau
des propriétés que vous avez créé (Capacité calorifique molaire) et cliquez sur le bouton Add. Vous pouvez
regarder le rapport avant d‟imprimer.
II.3 Création de la courbe de pression de vapeur
Property Table : Pression de Vapeur
Créer un tableau de pression de vapeur en suivant la même procédure. Choisissez Vapour Fraction comme
Variable 1 et mettez la valeur 0,5 (50% de vapeur). Dans la liste des variables dépendantes (Dep. Prop)
choisissez Pressure. Cela nous donnera la pression à laquelle 50% de l‟alimentation est vaporisée à la
température spécifiée. Nous avons utilisé 50% de vapeur mais vous auriez pu utiliser toute fraction de vapeur
entre 0 et 1 pour obtenir le même résultat.
55
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
III. Conception du réacteur
La capacité de production du procédé est de 4,5x106 kg/an. En conséquence, il est préférable de concevoir un
procédé continu. Le seul risque est que la vitesse de la réaction élevée peut provoquer un emballement dans le
réacteur continu. Afin d‟estimer le risque, nous allons faire une conception préliminaire du réacteur en utilisant
les données cinétiques.
Nous devons prendre également d‟autres décisions. Quel genre de réacteur utiliserons-nous ? Un réacteur
agité (CSTR) ou un réacteur piston (PFR) ? Le réacteur agité est préférable dans le cas d‟un taux de
conversion faible nécessitant un grand temps de séjour. En revanche, le PFR est préférable en cas d‟un taux de
conversion élevé et un temps séjour faible. Nous ne pouvons pas choisir sans faire un calcul préliminaire.
Essayons, tout d‟abord, un CSTR pour faire une évaluation préliminaire.
En plus, à ce point nous n‟avons aucune idée de la température de réaction (sauf qu‟elle doit être entre 90 et
120°C), de la pression de travail ni du volume à utiliser. Dans ce cas, il est conseillé d‟essayer les différentes
combinaisons possibles et ainsi nous pourrons obtenir les intervalles intéressants à considérer.
Le modèle du réacteur en Hysys
Le CSTR est un modèle de réacteur parfaitement agité, le bloc considère une alimentation continue et deux
phases peuvent coexister dans le réacteur. En conséquence, il existe deux courants de sortie : liquide et
vapeur. Les bilans de matière et d‟énergie sont résolus simultanément pour calculer les débits des courants de
sortie ainsi que leurs compositions. Le réacteur peut être adiabatique (pas de courant d‟énergie) ou isotherme
(calcul de la quantité de la chaleur). La pression de sortie ou la perte de charge doivent être spécifiées.
La cinétique sera exprimée sous la forme d‟une loi exponentielle (Loi d‟Arrhenius).
La loi cinétique
Une façon d‟introduire l‟expression de la vitesse de réaction en Hysys est la loi cinétique. L‟équation est
représentée sous la forme :


r = k C1a1C1a 2 . . . Cnan e- E/RT T 
n
où C1, C2.... sont les concentrations des espèces exprimées en kmol/m 3. Il est important à signaler que le
facteur pre-exponentiel k est exprimé dans les unités du SI. a1, a2,… sont les ordres de la réaction et n est un
exposant correctif par rapport à la température.
Les réacteurs à deux phases
Pour les réacteurs biphasiques, vous devez spécifier la phase dans laquelle la réaction a lieu. Les taux de
conversion sont calculés par rapport au volume de la phase spécifiée. Ceci est particulièrement important s‟il y
a un produit en phase gaz qui pourrait occuper un volume important du réacteur. La présence du gaz réduirait
le temps de séjour dans la phase liquide considérablement.
 VL
V(Phase réactive ) = Volume du réacteur* 
 VG  VL



m3
VG 
pour _ la _ phase _ gaz
kmol
m3
VL 
pour _ la _ phase _ liquide
kmol
Conception préliminaire du réacteur
Faites une conception préliminaire du CSTR en utilisant les données cinétiques du problème. Calculez le
potentiel économique du procédé défini comme suit :
56
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
EP
= Potentiel économique
= Valeur des produits vendus - Coût des matières premières
Supposons un débit d‟alimentation de 450 kg/h de cyclohexanol dans le réacteur.
REACTEUR
Courant: RIN
Cyclohexanol (A)
450 kg/h
BLOC: R1
MODELE : CSTR
Courant: ROUT
Cyclohexanol
Cyclohexanone
Highboiler
Hydrogene
(A)
(B)
(C)
fa kg/h
fb
fc
fH2
En supposant que le cyclohexanol qui ne réagit pas peut être séparé et recyclé dans le procédé, nous pouvons
calculer le potentiel économique comme :
EP  f b * c b  (f a 0  f a ) * c a Euro / hr
c a  coût A,130 Euro/kmol
c b  coût B, 275 Euro/kmol
Examinez l‟EP comme une fonction des conditions d‟opération du réacteur tels que la température, la pression
et le volume du réacteur. En utilisant vos résultats suggérez des conditions convenables pour le
fonctionnement d‟un réacteur isotherme (Conseil : faites varier la température entre 40 et 160°C, dans cet
intervalle la fonction présente un maximum).
Questions :
1. Utilisez les données du problème pour simuler le réacteur. Créez un graphe du potentiel économique
en fonction de la température du réacteur. Qu‟est-ce que vous concluez par rapport aux conditions
d‟opération souhaitées ? Pourquoi le potentiel économique présente un maximum ? Devons-nous
opérer le réacteur au point maximum de potentiel économique ? Pourquoi ?
Examinez la sensibilité du taux de conversion et le potentiel économique par rapport au volume du
réacteur. Faites un graphe pour montrer la variation du potentiel économique en fonction du volume.
(N.B. Lorsque vous changez une variable indépendante, assurez-vous que les autres restent à leurs
valeurs de base).
En fonction de vos résultats, déterminez les conditions de fonctionnement du réacteur (température,
pression et volume).
Estimez le temps de séjour dans le réacteur aux conditions établies. Le temps de séjour est égal au volume
du réacteur divisé par le débit d‟alimentation volumétrique. Pensez-vous qu‟il est possible d‟utiliser un
réacteur tubulaire ? Supposez que nous devrions maintenir une vitesse dans les tuyaux à 1,0 m/s afin
de prévenir la désactivation du catalyseur, quelle serait la longueur nécessaire pour un réacteur
piston ?
Rajoutez les graphes générés dans votre rapport.
IV. Séparation du gaz et des déchets
Pour cette simulation et les prochaines considérez un réacteur qui opère à 90°C et 21 bar.
57
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Schéma du procédé
La prochaine étape dans la conception est de réfléchir à la façon de séparer le gaz ainsi que la manière de
séparer les liquides. Dans notre problème, l‟hydrogène produit dans le réacteur sera séparé directement dans le
réacteur comme un gaz. Le modèle CSTR nous permet de spécifier les courants gaz et liquide à séparer. Le
courant liquide restant est constitué principalement de A, de B et une petite quantité de Highboiler. La
séparation entre A et B sera difficile car ces deux composés ont des propriétés physiques similaires. En
revanche, la séparation du Highboiler est simple en raison de son point d‟ébullition élevé, d‟après nos calculs de
la pression de vapeur réalisés en 2.1. En se basant sur ces résultats, nous pouvons conclure de manière
certaine que la meilleure stratégie pour enlever le Highboiler consiste à faire évaporer A et B. Pour obtenir la
pureté désirée, nous utiliserons un absorbeur avec un bouilleur (Reboiled absorber).
Afin de diminuer le point d‟ébullition nous pouvons diminuer la pression à une valeur proche de la pression
atmosphérique (1 atm). La figure montrée ci-dessus représente le schéma du procédé de séparation.
La conception de l’absorbeur avec bouilleur

Utilisez le fichier de la section précédente, vérifiez la température et la pression du réacteur. Ajoutez
l‟unité Reboiled Absorber en cliquant sur elle dans la palette d‟objets de simulation.

Spécifiez les noms du courant de fond, du courant de tête et du courant d‟énergie tel qu‟il est montré
sur le schéma du procédé. Spécifiez le nombre d‟étages de séparation égale à 2. Nous pourrons
changer ce paramètre plus tard.

Cliquez sur le bouton Next et spécifiez la valeur de 1 atm pour les pressions de la tête et du bouilleur.

Cliquez sur le bouton Next et introduisez les valeurs de 90°C et 150°C pour les températures estimées

de tête et de fond respectivement.
Cliquez sur le bouton Next et fixez le taux d‟ébullition (ratio entre le débit du fond et le débit de vapeur)

à 1,00.Ceci est une première estimation.
Cliquez sur Done

Hysys ouvre une fenêtre, cliquez sur le bouton Column Environment. Vous êtes dans une section où
seulement la colonne est visible. Nous compléterons la conception de la colonne et nous reviendrons
ensuite dans Process Environment. Allez dans la page Specs.
58
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE

Nous allons spécifier le taux de récupération d‟un composant (Component Recovery) dans le courant
AB_Melange. Faites un clic sur le bouton Add et choisissez Column Component Recovery.
Spécifiez les valeurs suivantes :
Draw : AB_Melange
Spec Value : 0,95
Components : Cyclohexanone
Cette spécification signifie que nous voulons récupérer 95% de cyclohexanone dans le courant de tête,
AB_Melange.

Dans la page Design, vérifiez que la spécification Component Recovery est active. Il ne doit pas
avoir d‟autres spécifications actives. Le calcul pour la colonne doit démarrer automatiquement, en cas
contraire cliquez sur le bouton Run. Ceci complète la simulation
Ajoutez un résumé des courants (Stream Summary) dans votre rapport.
Questions
1. Quelle quantité de A et de B est perdue dans le courant gazeux d‟hydrogène ? Calculez la valeur en
Euro/an en utilisant les coûts donnés dans l‟énoncé du problème. La perte est-elle acceptable ? Pour
répondre à la question comparez la perte avec le potentiel économique calculé dans la section 2.2..
N.B. si la perte de A et de B dans le courant gazeux était importante, alors on pourrait remédier à cette
situation par plusieurs techniques :
(a) Refroidissement et condensation
(b) Absorption dans un solvant
(c) Adsorption sur un solide
Si le courant gazeux doit être envoyé dans l‟atmosphère, nous pourrions avoir besoin d‟un système de
récupération pour être en conformité avec la réglementation environnementale. Pour l‟instant considérer
que l‟hydrogène peut être utilisé comme combustible.
Quelle est la quantité de A et de B perdus dans le courant Résidu ? Exprimez le résultat en Euro/an. La
perte est-elle importante ? Commentez les différentes possibilités pour récupérer une quantité plus
importante de A et de B ? Faites une liste des options possibles. Essayez une possibilité avec le logiciel
de simulation et ajoutez les résultats dans le rapport.
Quelle est la perte provoquée par la production de C ? Est-elle considérable? Pouvez-vous réduire la perte
provoquée par C en changeant les conditions d‟opération du réacteur. Nous ferons cela plus tard dans
l‟optimisation du réacteur.
Imaginez que nous utilisons une colonne à distiller pour séparer la cyclohexanone du cyclohexanol. Le
cyclohexanol sera ensuite recyclé au réacteur. Qu‟est-ce qui se passera avec le Highboiler emporté
avec le courant AB_Melange ? Apparaîtra-il dans le courant du produit ? Expliquez votre réponse.
Étudiez l‟effet d‟un changement dans le taux de récupération dans la colonne (N.B. Nous avons spécifié
que 95% de A devait être récupéré en AB_Melange) sur :
La quantité de A et de B perdue dans le courant Residu (calculez la perte en Euro/an)
59
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
La quantité de Highboiler contenue dans le courant AB_Melange. Variez le taux de récupération entre 0,93
et 0,98 avec un intervalle de 0,01. Utilisez un Case Study, mettez le résultat sous forme graphique et
ajoutez-le au rapport.
Étudiez l‟effet d‟un changement dans le nombre d‟étages de l‟absorbeur. Quelle est la signification
économique de cette variable ?
Essayez d‟utiliser une séparation de type « flash » pour enlever le Highboiler. Est-ce possible d‟accomplir la
séparation souhaitée ? Pourquoi ? N‟oubliez pas qu‟un séparateur flash est moins cher qu‟un
absorbeur.
V. Séparation des produits et recyclage
L‟étape suivante consiste à concevoir une colonne de séparation pour purifier le produit et récupérer le
cyclohexanol non-réagi afin de le recycler.
Pour séparer le mélange A-B nous utiliserons d‟abord la distillation. Si l‟opération s‟avère infaisable alors nous
essayerons autre chose. En raison de la similitude entre la structure moléculaire de A et de B, ils auront des
propriétés physiques similaires. Comme nous l‟avons vu précédemment, leurs pressions de vapeur sont
presque identiques et il est fort probable qu‟ils présentent un azéotrope. Si c‟est le cas, alors la distillation sera
impossible. Nous commencerons en faisant quelques calculs préliminaires à partir du modèle simplifié ShortCut Distillation (calcul approximatif). Ensuite, nous vérifierons nos évaluations préliminaires en les
testant dans un modèle de calcul rigoureux pour la colonne.
V.1 Short-Cut Distillation
Commencez en ouvrant votre fichier de simulation créé dans la section 2.3. Le modèle de type Short-Cut est
fourni par Hysys pour estimer le nombre d‟étages nécessaires pour une séparation par distillation.
Etape 1 : Cliquez sur le bouton Short-Cut Distillation dans la palette d‟objets de simulation. Complétez
l‟écran comme il est montré sur la figure suivante. Soyez sûr de sélectionner le produit de tête à l‟état vapeur.
Schéma de conception pour la Short-Cut Distillation
60
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Etape 2 : Choisissez l‟option Parameters dans l‟onglet Design. Introduisez l‟information suivante :
Ligh key in bottoms (Cyclohexanone) = 0,05
Heavy key in distillate (Cyclohexanol) = 0,05
Condenser pressure = 1 atm
Reboiler pressure = 1 atm
External reflux ratio = 1,4 fois le taux de reflux minimum
Ceci complète la conception de la distillation Short-Cut. Les résultats pour le nombre d‟étages nécessaires ainsi
que les flux de chaleur impliqués sont affichés dans l‟onglet Performance.
Questions :
1. Ajoutez un Stream Summary dans votre rapport.
2. Combien d‟étages sont nécessaires pour la séparation ?
3. Comme la colonne nécessite un nombre d‟étages exceptionnellement élevé, nous essaierons de
réduire ceci en changeant la pression de la colonne. Essayez une pression d‟opération de 0,2 atm.
Combien d‟étages sont nécessaires maintenant ? Pourquoi avons-nous une telle différence ?
4. Quelle est l‟implication économique d‟opérer la colonne sous vide ?
5. A 0,2 atm, quelle est la quantité de chaleur fournie au bouilleur ? Et pour le condenseur ? Notez aussi
les températures du bouilleur et du condenseur.
6. Quel est l‟effet d‟une augmentation de la pureté du produit sur le nombre d‟étages nécessaires ?
Regardez le changement dans le nombre de plateaux si nous changeons la pureté à 96, 97, 98 et
99%.
V.2 Calcul rigoureux de la colonne
Comme nous l‟avons mentionné auparavant, les résultats de la distillation Short-Cut sont préliminaires, et
doivent être vérifiés en utilisant un modèle de simulation rigoureux en Hysys. Les spécifications nécessaires
pour ce modèle sont différentes. La complexité du modèle exige que vous spécifiiez l‟alimentation avec une
réflexion sur les difficultés de calcul. Un problème très courant est l‟incapacité de la méthode de calcul de la
colonne pour converger. L‟échec dans la convergence peut être provoqué par plusieurs raisons :
1. Spécifications de la colonne inexactes, telle qu‟un gradient de pression incorrect, une pureté impossible
à obtenir...
Valeurs initiales estimées loin des valeurs réelles.
La méthode de calcul utilisée n‟est pas adaptée.
La séparation spécifiée n‟est pas possible du point de vue de la thermodynamique.
Etape 1 : Enregistrez votre simulation précédente sous un autre nom.
Effacez la colonne de type Short-Cut et ajoutez une colonne à distiller (Column Distillation) dans votre
simulation comme il est montré sur la figure suivante.
Enregistrez votre simulation actuelle en changeant le nom.
61
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Schéma de conception avec une colonne à distiller.
N.B. T-101 dispose d‟un condenseur partiel. Il est nécessaire d‟utiliser ce type de condenseur afin d‟éviter la
condensation de l‟hydrogène qui pourrait encore être présent. Donc, le courant étiqueté Hydrogene contient ce
gaz non-condensé.
Etape 2 : Introduisez les informations suivantes obtenues à partir du calcul préliminaire :
Sur la page Connections :





Nommez tous les courants par rapport au schéma présenté.
Nombre d‟étages = 33
Etage de l‟alimentation = 11
Type de condenseur = Partial Vapour
Pressure (Page2) :
La pression dans le bouilleur et dans le condenseur doit être spécifiée à 0,2 atm.
Sur la page Temperature Estimate :
Spécifiez les valeurs de 115°C et 100°C pour les températures de fond et de tête respectivement.
Sur la page Specifications :
Si les spécifications suivantes ne sont pas incluses dans la fenêtre Specifications vous devrez les rajouter.
Nous devrons spécifier : le taux de reflux, le débit de vapeur en tête et la fraction de cyclohexanone dans le
courant B_Produit. Les valeurs numériques des spécifications précitées sont indiquées ci-dessous :


Reflux ratio = 10,00
Overhead vapour rate ou Event rate = 0,2 kmol/h (Cela devrait enlever tout l‟hydrogène et

une petite partie de cyclohexanone)
Comp Fraction on Condenser (Cyclohenaxone) = 0,95
Sur la page Design :
S‟assurer que les trois spécifications précitées sont sélectionnées comme Active.
62
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Si le calcul ne démarre pas automatiquement, cliquez sur le bouton Run.
Questions :
2. Ajoutez un Stream Summary et une copie de votre schéma de procédé au rapport.
Quelle est le taux de récupération du composé léger dans le distillat ?
Quelles sont les compositions des courants B_Produit et A_Recycle ? Est-ce que la pureté de 95% fixée
est respectée ? Combien de composé C est recyclé ?
Combien de produit est perdu dans le courant Event qui sort la colonne? Quelle est sa valeur annuelle en
Euro/an?
Nous souhaiterions réduire la perte de produit dans le courant Event. Ajoutez une spécification à la
colonne en indiquant que le courant Event doit contenir 99,5% de l‟hydrogène alimenté. Faites
attention aux degrés de liberté du problème. Calculez la perte de produit dans le courant Hydrogene
en Euro/an.
Enregistrez votre simulation
Supposez que vous voulez récupérer tout le produit comme un liquide. Changez le type de colonne à
condenseur total. Faites une simulation. Quel est le résultat ? Pourquoi ? Revenez en arrière en
ouvrant le fichier enregistré précédemment.
Dans le cas du fonctionnement sous vide, un peu d‟air rentrera dans le système sous la forme de fuite.
Supposez que le débit de fuite est de 4,5 kg/h d‟air. Commentez sur les conséquences de la fuite sur le
fonctionnement de la colonne. Par où sortira l‟air ? Comment affectera-t-il du point de vue économique
? Devons-nous nous inquiéter à cause de cette fuite ?
Incorporez le courant d‟air dans l‟alimentation et ajoutez un condenseur après le courant de vapeur sortant
de la colonne. (N.B. Utilisez la spécification Overhead vapour rate ou Event rate = 0,2
kmol/h). Avec de l‟eau de refroidissement à 20°C, nous pouvons refroidir facilement le produit à environ
40°C. Regardez le courant qui sort du condenseur. Quelle est la fraction vaporisée ? Séparez le produit
liquide de l‟air et l‟hydrogène non-condensables en utilisant une opération flash. Quelle est la valeur du
produit perdu dans le courant non-condensé en Euro/an ? Comment est-ce que nous pouvons réduire
cette perte ?
VI. Simulation du procédé global
Nous sommes prêts à incorporer le système de recyclage dans notre simulation. Nous avons choisi de le faire à
la fin car le recyclage implique des calculs itératifs en Hysys. Typiquement, pour faire ce type de calcul, le
logiciel suppose une valeur pour le courant de recyclage (pour cette raison il est nécessaire de définir un
courant intermédiaire) ensuite les calculs se font bloc par bloc. Ceci est appelé « simulation modulaire
séquentielle ». Une fois que tous les blocs ont été calculés, la valeur du courant de recyclage est comparée
avec la valeur supposée. Si les valeurs sont différentes, une nouvelle estimation est produite et le cycle de
calcul est répété. Cela peut demander plusieurs itérations avant de trouver la valeur correcte.
VI.1 Ajouter le courant de recyclage.
Commencez avec la simulation développée dans la section 2.4. Ajoutez un mélangeur (MIX-100) et une pompe
de recyclage (P-100). La pompe est nécessaire pour augmenter la pression du courant de recyclage à 21 bar.
Questions :
1. Combien d‟itérations faut-il pour faire converger le calcul de recyclage ?
63
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
2. Quel est l‟effet d‟un changement dans la température du réacteur de 90°C à 80°C sur le débit de
recyclage ? Quelle est la meilleure température du fonctionnement ? Pourquoi ?
Schéma du procédé avec le courant de recyclage
VI.2 Ajout des opérations concernant l’énergie
Cette étape consiste à ajouter dans la simulation les opérations impliquant un changement d‟énergie.
Regardez le schéma suivant et dressez une liste de toutes les pompes, échangeurs de chaleur et autres unités
incorporées. Une description de chaque unité est donnée ci-dessous. Utilisez les informations données pour
compléter votre feuille du procédé.
Nom du bloc
Modèle
Description de l’action
P_Alim
PUMP
Cette POMPE est utilisée pour augmenter la pression du courant d‟alimentation
de 1 bar à 21 bar, pression nécessaire dans le réacteur. Dans le menu des
courants, assurez-vous d‟avoir spécifié l‟alimentation à 20°C et 1 bar.
P_Recyc
PUMP
Augmenter la pression du courant de recyclage à 21 bar.
E-100
HEATER
Chauffer l‟alimentation du réacteur à 95°C.
E-101
COOLER
Refroidir le courant d‟effluent à 40°C avant de l‟envoyer en stockage. La pression
P_Residu
PUMP
Augmenter la pression du courant de l‟effluent liquide à 2 bar
E-102
COOLER
Refroidir le produit à 40°C (si nécessaire)
P_Prod
PUMP
Pomper le produit à 1,4 bar
devrait à la sortie est de 1 bar.
Tableau 1. Description des Éléments du Processus
Réaliser la simulation globale du procédé. Spécifiez les données manquantes. Enregistrez votre fichier et
montrez-le à l‟enseignant. Analysez les résultats.
64
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Simulation du procédé avec l’intégration des opérations d’énergie
VII. Dimensionnement des unités
65
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Hysys a une capacité limitée pour dimensionner et estimer le coût des équipements. Il dispose des outils pour
dimensionner des réservoirs, des colonnes à plateaux et des colonnes à garnissage. Nous allons mettre en
pratique ces fonctionnalités.
VII.1 Dimensionnement d’une colonne à plateaux
Allez au menu Tools/Utilities. Ajoutez une utilité de type Tray Sizing. Cliquez sur Select TS
(Section de plateaux). Sélectionnez la colonne de séparation de A et B et cliquez sur OK. Maintenant, vous êtes
dans le module de dimensionnement.
Cliquez sur Add section. Répondez Oui à la question sur le type de plateaux à utiliser. Cliquez sur l‟onglet
Specs. Notez que l‟espacement entre plateaux est fixé à 24 in. Ceci est en accord. Maintenant, choisissez
l‟onglet Performance et l‟option Results. Regardez le diamètre de plateau calculé par Hysys.
VII.2 Dimensionnement d’une colonne à garnissage
Allez au menu Tools/Utilities. Ajoutez une utilité de type Tray Sizing. Cliquez sur Select TS
(Section de plateaux). Sélectionnez la colonne de séparation du Highboiler et cliquez sur OK. Hysys vous
indique que le diamètre estimé est inférieur à 1 ft et vous conseille d‟utiliser une colonne à garnissage. Cliquez
l‟option Specs. Changez l‟option à Internal en Packed. Cliquez sur l‟option Packing type et sélectionnez
comme type de garnissage des anneaux Pall métalliques de 5/8 in. Regardez le HETP. (Hauteur Équivalente
du Plateau Théorique). Allez à l‟onglet des Results. et regardez le diamètre de plateau calculé par Hysys.
Questions :
1. Quels sont les dimensions des colonnes (hauteur et diamètre) ?.
2. Quel est le taux d‟engorgement (Flooding). Quel est la signification de ce paramètre ?
3. Commentez vos résultats.
VIII. Évaluation économique
Les résultats seront utilisés pour compléter le dimensionnement des équipements et réaliser l‟analyse
économique du procédé.


Utilisez le logiciel Icarus pour estimer le coût des équipements ainsi que le capital est les
investissements nécessaires.
Préparez un tableau indiquant les exigences au niveau énergétique : électricité (kW), chauffage (débits,
conditions de la vapeur) et refroidissement (débit d‟eau, température).
Calculez :
3. Le coût de l‟électricité
Le coût de vapeur
Le coût de l‟eau de refroidissement
Le coût de matières premières
Le revenu attendu par les ventes
Le coût de la main d‟œuvre
Le coût total de fabrication
Le Net cash Flow du projet un supposant un taux d‟impôts de 35% et un amortissement sur 10 ans.
Soit le coût de l‟équipement pour un an :
66
TP IV : CONCEPTION D‟UN PROCÉDÉ DE PRODUCTION DE CYCLOHEXANONE
Cequip  Cinvest 
i(1i) n
(1i) 1
n
Avec :
i=taux d‟intérêt (ici 15%)
n= nombre d‟années (ici 10ans)
Coûts des utilités :
Vapeur
Low pressure steam
Pression (kPa)
618
Coût (€/1000kg)
5,22
Medium pressure steam
1135
5,75
High pressure steam
4237
6,81
0.047 €/kWh
Electricité
Eau
Eau de refroidissement
5,1bar et 30°C/ T max= 15°C
0,126 €/GJ
Eau froide
5,2bar et 10°C/ T max= 20°C
1,26 €/GJ
La valeur de la matière première et du produit perdus en Euro/an en chaque ligne de sous-produits.
Basé sur l‟étude de vos résultats suggérez des améliorations dans la conception qui conduiraient à une
réduction considérable des coûts. Par exemple : Est-il nécessaire d‟ajouter un système de récupération de
produits dans l‟évent de la colonne à distiller, changer les conditions dans le réacteur, changement du système
de séparation par un système flash…
Concluez sur la faisabilité technique et économique du procédé.
67
TP V : Oxydation catalytique de l‟ortho-xylène dans un réacteur tubulaire : Comparaison des outils de
simulation
TP V : OXYDATION CATALYTIQUE DE L’ORTHOXYLENE DANS UN REACTEUR TUBULAIRE :
COMPARAISON DES OUTILS DE SIMULATION
Objectifs: L‟objectif de ce TP est de comparer
différents outils de simulation et différentes
approches pour la résolution d‟un problème courant
en génie chimique : la conception d‟un réacteur
chimique. Des aspects tels que la diffusion et le
transfert d‟énergie à l‟intérieur du réacteur seront
abordés à travers l‟utilisation d‟un modèle 2D et un
logiciel de type CFD
I. Introduction
La conception et le fonctionnement d‟une unité de production chimique est une opération complexe qui
demande des moyens (financiers et humains) très importants. Lorsqu‟un nouveau procédé est développé,
l‟ingénieur doit trouver le système le plus adapté non seulement en terme d‟efficacité, mais aussi de coût et de
rentabilité pour fabriquer le produit. A ce titre, la modélisation peut être d‟une aide très précieuse en prenant en
charge et en traitant les problèmes, surtout lorsque de nombreuses variables sont en jeu (diversité des
composants, complexité des interactions, non linéarité des phénomènes,…).
Cette étude porte sur la production de l‟anhydride phtalique par oxydation catalytique de l‟orthoxylène.
L‟anhydride phtalique est utilisé pour la fabrication de plastifiants pour PVC ainsi que pour la production de
résines polyester insaturées employées dans des composites et de résines alkyles servant de revêtement de
surface. Les raisons qui nous amènent à analyser ce type d‟installation s‟expliquent par le fait qu‟il s‟agisse d‟un
procédé de fabrication avec :

des réactions fortement exothermiques d‟où un risque omniprésent d‟emballement de réaction

la formation de sous-produits (anhydride maléique, CO2…)

des risques environnementaux dans la mesure où les particules d‟anhydride phtalique finement
dispersées forment des mélanges explosifs dans l'air.
D‟un point de vue général, ce travail consistera à étudier les phénomènes présents à l‟intérieur d‟un réacteur
tubulaire. Les hypothèses proposées permettront d‟établir différentes types de modèles (1D, 2D, avec ou sans
diffusion,…). Afin de résoudre les problèmes et de valider les résultats des simulations, nous allons utiliser trois
logiciel de calcul et de simulation de procédés : Scilab, Hysys et Comsol Multiphysics.
69
TP V : Oxydation catalytique de l‟ortho-xylène dans un réacteur tubulaire : Comparaison des outils de
simulation
N.B. Si celle-ci est votre première expérience pour l’utilisation de Hysys, il est conseillé de réaliser avant
de continuer la partie correspondante à l’introduction du logiciel.
II. Description du problème
L‟anhydride phtalique est produit par oxydation catalytique en phase gazeuse de l‟ortho-xylène par l‟air selon le
schéma réactionnel montré sur la figure suivante :
O
O
CH3
H3C
+
O
k1
AIR
H1=-1.285E6 J/mol
B
A
k3
k2
H2=-3.279E6 J/mol
H3=-4.564E6 J/mol
CO2
C
Schéma réactionnel de l’oxydation de l’orthoxylène(A) en anhydride phtalique (B)
Le procédé est compliqué par des réactions d‟oxydation parallèles tout aussi exothermiques :
O
CH3
CH3
+
7.5 O2
O
+
4 CO2
+
4 H2O
O
Ortho-xylène
Anhydride malèique
Afin de simplifier le problème, nous ne considérerons pas la réaction concurrente (anhydride phtalique →
anhydride maléique) dans la suite de notre étude.
La réaction d‟oxydation a lieu dans un réacteur tubulaire élémentaire (diamètre de 0,0254 m, longueur de 3 m)
garni par un lit fixe de catalyseur et recevant à l‟entrée un mélange vapeur air/ortho-xylène avec un débit
volumique de 1,94 l/h (à 627 K et 233,8 kPa) et une composition molaire de y OX=0,00924, yO2=0,2080 et
yN2=0,78276. L‟excès d‟air va nous permettre d‟éliminer les fluctuations de débit liées aux contractions et
expansions moléculaires, ainsi que d‟absorber les perturbations thermiques provoquées pour les réactions
fortement exothermiques. Même avec cette dilution dans l‟air, il est nécessaire de contrôler la température en
70
TP V : Oxydation catalytique de l‟ortho-xylène dans un réacteur tubulaire : Comparaison des outils de
simulation
refroidissant le flux molaire à l‟intérieur du réacteur par un fluide caloporteur pour éviter les excès de
température. La température de paroi est donc maintenue constante et égale à la température d‟alimentation du
mélange réactionnel.
La figure suivante résume les conditions opératoires et représente le réacteur de production.
Représentation du réacteur tubulaire.
Données thermodynamiques et cinétiques. La thermodynamique indique que les trois réactions sont
exothermiques avec les enthalpies de réaction suivantes :
ΔH1 = - 1,285.106 J/mol
ΔH2 = - 3,279.106 J/mol
ΔH3 = - 4,564.106 J/mol
La cinétique montre que les réactions sont d‟ordre 1 par rapport aux réactifs. De plus, la concentration
d‟oxygène peut être considérée comme constante en raison du fort excès d‟air. Les constantes cinétiques sont
exprimées par des expressions de type Arrhenius. Ainsi, les vitesses de réaction s‟expriment selon
r1=k1.Y0.YA mol.kg-1.s-1
r2=k2.Y0.YB mol.kg-1.s-1
r3=k3.Y0.YA mol.kg-1.s-1
Y0=cte
Ki=Ai.exp(-Ei/RT) mol.kg-1.s-1
Avec les valeurs suivantes pour les facteurs pré-exponentiels et les énergies d‟activation
Réaction
Ai (mol.kg-1.s-1)
Ei/R (K)
1
114 500
13 588
2
318 480
15 803
3
48 115
14 394
Paramètres cinétiques des réactions d’oxydation.
A partir de ces données, nous allons étudier l‟avancement de la réaction dans le tube, ainsi que l‟évolution de la
température pour une longueur de 3 m. Pour cela, il s‟agit d‟écrire les équations physiques caractérisant le
modèle.
III. Les hypothèses de calcul
Afin de résoudre le problème posé, nous allons établir un ou plusieurs bilans de matière et un bilan thermique.
Dans un cas général, ce bilan doit être établi en 3 dimensions et tenir compte de tous les aspects impliqués
dans le problème : thermodynamiques, écoulement, cinétiques, transport,…
71
TP V : Oxydation catalytique de l‟ortho-xylène dans un réacteur tubulaire : Comparaison des outils de
simulation
Cependant, afin de pouvoir le résoudre nous devons le simplifier. Pour cela, il faut émettre un certain nombre
d‟hypothèses. En fonction des hypothèses émises, le problème et la méthode de résolution peuvent changer.
Le schéma suivant résume toutes les stratégies possibles pour la résolution du problème ainsi que le logiciel à
mettre en œuvre dans chacune des possibilités.
Stratégies de résolution pour le problème.
Par exemple, si l‟on ne tient pas compte de la diffusion ni du transfert thermique à l‟intérieur du lit, en
considérant un écoulement piston idéal et des propriétés thermodynamiques constantes, le résultat est un
modèle de type 1-D représenté par un système d‟équations différentielles ordinaires (EDO‟s). Le problème peut
alors être résolu en utilisant une méthode numérique telle que la méthode d‟Euler ou la méthode de RungeKutta et à l‟aide d‟un logiciel de calcul mathématique ou un langage de programmation (Matlab, Mathcad,
Scilab, Maple, Polymath, Fortran, C,…). En revanche, la prise en compte de la diffusion, le transfert thermique
dans le lit, l‟application du transfert de la quantité de mouvement (écoulement réel) et des propriétés
thermodynamiques constantes nécessite un modèle 2-D axisymétrique représenté par un système d‟équations
différentielles à dérivées partielles. Un tel problème peut être résolu en utilisant la méthode d‟éléments finis ou
de volumes finis ou encore à partir de logiciels de type CFD (Computational Fluid Dynamics), tel que Fluent,
CFD Ace ou Comsol Multiphysics.
L‟objectif de ce travail pratique en simulation est d‟appliquer différentes approches et de comparer les
performances des différents logiciels utilisés pour la résolution de problèmes en génie chimique. Les quatre cas
qui seront développés par la suite sont ceux représentés par les carrés gris.
IV. Le modèle mathématique
Les équations de bilan de matière et de bilan d‟énergie peuvent être représentées de la manière suivante :
  ( Deff xi  us xi ) 
cat
Ctot y Ao
ri
  (eff T 'us  g c pT ' )  cat  H1rB  H 3rC 
72
TP V : Oxydation catalytique de l‟ortho-xylène dans un réacteur tubulaire : Comparaison des outils de
simulation
Avec Deff le coefficient de diffusion, x i le taux de transformation défini comme yi/yA°, us la vitesse d‟écoulement
moyenne, cat la masse volumique du catalyseur, Ctot la concentration molaire totale (PT/RT), ri la vitesse de
formation ou disparition de la espèce i, eff le coefficient de transfert thermique du lit catalytique, g la masse
volumique du gaz, cp la capacité calorifique du mélange gazeux, T‟ est une variable représentant l‟écart entre la
température d‟alimentation T0 et la température dans le réacteur, H1 l‟enthalpie de la réaction 1 et H3
l‟enthalpie de la réaction 3.
La résolution du problème nécessite l‟utilisation de n-1 équations de bilan matière, où n est le nombre de
composés principaux impliqués dans la réaction (3 dans notre cas). Nous allons donc utiliser les bilans surs les
produits xB et xC ainsi que l‟équation de bilan thermique. Les caractéristiques du problème permettent
également de simplifier la résolution 3-D en une résolution en 2-D Axisymétrique.
Représentation du réacteur en coordonnées cylindriques pour une résolution en axisymétrique.
Les conditions aux limites dans ce cas, nécessaires à la résolution du problème, peuvent être exprimées en
coordonnées cylindriques selon :
xi
0, z   0 T ' 0, z   0
r
r
xi r,0  0 T ' r,0  0
xi
rt , z   0 eff T ' rt , z   UT '
r
r
xi
r, Lt   0 T ' r, Lt   0
z
dz
U est le coefficient de transfert global à la paroi. Les conditions en sortie du réacteur représentent un flux
convectif dominant le transfert de matière et d‟énergie. Ceci est classique dans le cas de réacteurs tubulaires.
Les valeurs numériques des données diverses du problème sont citées ci-après :
xi = taux de transformation  xA+xB+xC=1
Deff = coefficient de diffusion = 3,19e-7 m²/s
us = vitesse superficielle = 1,064e-3 m/s
g = masse volumique gaz = 1,293 kg/m3
cat = masse volumique catalyseur = 1300 kg/m3
Ctot = concentration molaire totale = 44,85 mol/m3
eff = coefficient de conductivité thermique du lit =0,78e-3 W/mK
U = coefficient de transfert global = 0,156 W/m²°C
Cp=capacité calorifique du gaz=992 J/Kg°C
T0=627 K
1er cas « modèle 1D simplifié »
Dans ce premier cas, nous allons négliger le transfert de matière par diffusion et le transfert thermique à
l‟intérieur du lit. Nous allons aussi considérer un écoulement piston et des propriétés thermodynamiques
constantes dans notre procédé. Dans ce cas les équations de bilan matière et énergie se simplifient à un
système d‟équations différentiels ordinaires d„ordre un.
Q.1.
Etablissez les équations à résoudre dans ce cas en tenant compte également des conditions aux
limites.
73
TP V : Oxydation catalytique de l‟ortho-xylène dans un réacteur tubulaire : Comparaison des outils de
simulation
Q.2.
Quelles sont les variables dépendantes et indépendantes du problème ? quelles sont les
constantes ?
IV.1 1er cas « modèle piston »
IV.1.a Résolution avec le logiciel Scilab
Une fois les équations établies, demandez à l‟enseignant de les vérifier et de vous fournir la sous-routine de
calcul Runge-Kutta d‟ordre 4 pour la résolution du système.
Écrivez la fonction à résoudre et exécutez le programme afin de trouver l‟évolution de la température et des
taux de transformation (xA, xB, xC).
Questions :
Q.3.
Quelle est la valeur maximale de la température et à quelle distance de l‟entrée se trouve-t-elle ?
Ce point est appelé « point chaud » et il est un paramètre caractéristique du réacteur. Pourquoi
apparaît-il dans le cas des réactions exothermiques ?
Q.4.
Pourquoi pensez-vous que le point chaud est important ? Est-ce que ce point reste fixe avec la
variation des paramètres du réacteur ?
Q.5.
Quelles sont les valeurs de xA, xB, xC à la sortie du réacteur ?
IV.1.b Résolution avec Comsol Multiphysics

Répertoriez toutes vos constantes et vos fonctions. Ceci vous facilitera le développement de
l‟application en Comsol Multiphysics.

Ouvrez l‟application Comsol Mutiphysics qui se trouve sur le bureau.

Dans le Model Navigator, cliquez sur le bouton Multiphysics, et sélectionnez le Space
Dimension à 1D.

Sélectionnez l‟application Chemical Engineering Module/Mass Balance/Convection and
Difusion/steady-state
analysis. Entrez xb et xc (xb espace xc) dans Dependent
variables et massebal dans Application mode name.

Cliquez sur le bouton Add.

Sélectionnez l‟application Chemical Engineering Module/Energy Balance/Convection and
Conduction/steady-state analysis. La variable dépendante par défaut est T, introduisez
energiebal dans Application mode name laissez cette option et cliquez sur Add.

Sélectionnez l‟application Convection and Difusion dans Multiphysics et cliquez sur
Application Mode Properties. Vérifiez qu‟Equation form est en mode Conservative.

Refaire la même opération pour l‟application Convection and Conduction.

Cliquez sur le bouton OK.

Introduisez vos constantes dans Options>Constants.

Introduisez vos expressions scalaires dans Option>Expressions>Scalar Expressions.

Définissez les options de l‟affichage (options et axes/grid settings).

Définissez votre géométrie. Dans notre cas une ligne de 3 unités de longueur.
Introduisez vos conditions aux limites (demandez à l‟enseignant). Entrée et sortie pour les deux
applications choisies (massebal et energiebal). NB dans le cas de massebal vous avez deux

variables à renseigner xb et xc.
74
TP V : Oxydation catalytique de l‟ortho-xylène dans un réacteur tubulaire : Comparaison des outils de
simulation

Sélectionnez les paramètres des équations de bilan matière, pour cela sélectionnez Convection and
Difusion en Multiphysics.

Allez dans Physics>Subdomain Settings. Regardez l‟équation proposée et faites un parallèle

avec vos équations afin de renseigner les paramètres.
Sélectionnez les paramètres des équations de bilan matière, pour cela sélectionnez Convection and
Conduction en Multiphysics.

Allez dans Physics>Subdomain Settings. Regardez l‟équation proposée et faites un parallèle avec vos


équations afin de renseigner les paramètres.
Faites le maillage de votre système. Affinez le maillage si nécessaire.
Cliquez sur le bouton Solve et analysez la solution.

Cliquez dans Plot parameters et sélectionnez tour à tour T, xb et xc pour regarder l‟évolution de
ces paramètres en fonction de la longueur du réacteur.
Questions :
Q.6.
Quelles sont les valeurs du point chaud et les valeurs de xb et xc à la sortie du réacteur ?
Q.7.
Comparez avec les résultats obtenus en Scilab et concluez sur la fiabilité du logiciel.
IV.2 2ème cas « modèle 1D avec calcul des propriétés thermodynamiques »
Nous allons maintenant résoudre le même problème en utilisant le logiciel de simulation de procédés Hysys. Le
modèle utilisé par Hysys est de type piston idéal (1-D), la seule différence avec le modèle utilisé en IV est que
le logiciel dispose d‟une base de données thermodynamique capable de calculer les variations des propriétés
thermodynamiques (cp, H, débit volumique,..) en fonction de la température.
La réalisation d‟une simulation en Hysys peut se décliner en 2 étapes :
Introduction des bases de simulation : composés, modèle thermodynamique et réactions chimiques.
Réalisation d‟un PFD (Process Flow Diagram), dans notre cas il s‟agit simplement d‟un réacteur piston avec un
courant d‟entrée, un courant de sortie et un courant d‟énergie.
Questions :
Q.8.
Citez tous les composés impliqués dans le procédé ?
Q.9.
Ecrivez les réactions stœchiométriques du procédé.
Q.10. Le logiciel Hysys ne permet pas de calculer la vitesse de réaction par unité de masse de
catalyseur. De plus, nous considérons que la fraction molaire d‟oxygène reste constante. Alors les
vitesses de réaction seront exprimées en unité de volume du réacteur et la fraction molaire d‟oxygène
sera incluse dans la constante cinétique, selon : ri '   cat .k i .y 0 y i  k' i .y i . Calculez les nouvelles valeurs
des facteurs pré-exponentiels [mol/m3s] et les énergies d‟activation en [KJ/mol] à partir du tableau
précédent.
Q.11. Déterminez les conditions du courant d‟alimentation (T, P, débit molaire, composition). Montrez vos
résultats à l‟enseignant.
Q.12. Réalisez la simulation du réacteur piston en Hysys en utilisant 20, 50, 100 et 120 éléments de
calcul. Qu‟est-ce que vous constatez par rapport à la valeur du point chaud et des valeurs de xB et xC
en sortie ?(NB : utiliser le modèle thermodynamique UNIQUAC-ideal, diminuer l‟épaisseur de la paroi
du réacteur, introduire U dans l‟onglet designe/heat transfert du PFR et UA dans l‟onglet
Dynamics/Duty).
Q.13.
Comparez vos résultats avec ceux obtenus précédemment. Pourquoi y-a-t-il une différence ?
Vérifiez vos hypothèses en regardant les résultats de la simulation.
75
TP V : Oxydation catalytique de l‟ortho-xylène dans un réacteur tubulaire : Comparaison des outils de
simulation
Q.14.
Quel paramètre pourrait nous permettre d‟approcher les résultats de Hysys avec les résultats
obtenus en Scilab et Comsol ? Trouvez la valeur du paramètre qui permet d‟harmoniser au mieux les
résultats.
IV.3 3ème cas « modèle 2D avec prise en compte de la diffusion et la conduction »
Faites une simulation en Comsol Multiphysics en 2-D axisymétrique. Introduisez les valeurs de la diffusion et de
la conductivité thermique dans le lit. Introduisez les conditions aux limites et les paramètres des équations.
Créez une géométrie représentant le réacteur réel (rt=0,0127 m, Lt= 3 m. Faites le maillage et lancez le calcul.
Questions :
Q.15. Quel est le résultat ? Celui-ci est-il exploitable ?
Q.16. Quelle est la valeur du point chaud ? Comment évolue la température au centre du réacteur et à
côté de la paroi ? Comment évoluent les taux de transformation au centre et à côté de la paroi ? le
résultat vous semble-t-il cohérent ?
Q.17. Montrez vos résultats à l‟enseignant. Lancez la nouvelle simulation et analysez de nouveau les
résultats.
Q.18. Comparez avec les résultats obtenus précédemment et concluez.
IV.4 4ème cas « modèle 2D avec un écoulement non-idéal »
Questions :
Calculez la valeur du nombre de Reynolds dans le réacteur. Quel est le type d‟écoulement ?
Introduisez l‟équation de vitesse correspondant au type d‟écoulement calculé dans votre simulation et analysez
les résultats. Qu‟est-ce que vous constatez para rapport à la température et par rapport aux taux de
transformation ?
Etude paramétrique
Le but de la simulation est d‟une part représenter de manière fidèle un procédé réel afin de mieux comprendre
son fonctionnement. L‟avantage est qu‟il suffit de changer les paramètres pour pouvoir observer l‟effet des
modifications dans le procédé provoquées par des variations dans les variables d‟opération. De même, la
simulation peut nous renseigner sur l‟impact des erreurs éventuelles dans notre base de données. En effet, on
ne peut pas oublier que la plupart de bases thermodynamiques et cinétiques sont obtenues expérimentalement
et elles ont des erreurs intrinsèques propres aux méthodes expérimentales appliquées. Nous allons donc
réaliser une étude paramétrique pour regarder dans un premier temps l‟impact des incertitudes dans les bases
de données et dans un deuxième temps l‟effet de la variation des paramètres d‟opération.
Incertitudes dans la base de données
Identifiez les données susceptibles de contenir incertitudes et faites une liste. Réalisez de simulations pour
montrer l‟effet d‟une variation de plus ou moins 5% de la valeur donnée.
Question : Analysez les résultats et concluez
Q.19.
Modification des paramètres d‟opération
Q.20. Listez les paramètres d‟opération pouvant changer en cours d‟une manipulation. Réalisez de
simulations pour montrer l‟effet d‟une variation de plus ou moins 5% de la valeur donnée.
Question : Analysez les résultats et concluez
76
TP V : Oxydation catalytique de l‟ortho-xylène dans un réacteur tubulaire : Comparaison des outils de
simulation
V. Conclusion et observations générales
Concluez sur les domaines de validité des logiciels de simulations, sur la précision des résultats obtenus.
Références bibliographiques
[1] G.F. Froment, Fixed bed catalytic reactors, Ind. Eng. Chem., 59(2), 18, 1967.
[2] G.F. Froment and K.B. Bischoff, Chemical reactors analysis and design, John Wiley and Sons, 1990.
[3] C.N. Saterfield, Heterogeneous catalysis in industrial practice, Mc Graw Hill, 1991.
[4] O. Levenspiel, Chemical reaction engineering, John Wiley and Sons, 1998.
[5] H.S. Fogler, Elements of chemical reaction engineering, Prentice Hall International, 2004.
[6] J. Villermaux, Génie de la réaction chimique, Lavoisier Tec&Doc, 1993.
77
Tutoriels HYSYS
TP VI : ENSEMBLE DES TUTORIELS HYSYS
I. Tutoriel pour la prise en main du logiciel HYSYS
Hysys est un logiciel qui permet aux ingénieurs chimistes d‟étudier et de simuler des réacteurs chimiques ou
bien encore des unités de production complètes. Le but de cette première étape est de familiariser les étudiants
avec les fonctionnalités les plus simples d‟HYSYS avant de passer à la simulation de la colonne à distiller
proprement dite. Nous vous proposons ainsi de réaliser une petite unité de séparation. Le cas étudié sera la
séparation des constituants d‟un mélange eau / éthanol.
Ouverture du logiciel :
Allez sur file  new  case
Le logiciel vous ouvre une fenêtre « simulation basis manager ». Grâce à cette fenêtre, vous allez pouvoir
sélectionner les composants ainsi que le modèle thermodynamique avec lequel HYSYS fera les calculs (pour
que vous puissiez obtenir les valeurs de pression, températures…).
Choix des composants et du modèle thermodynamique – entrée dans la simulation :
Allez sur « add ». Vous pouvez maintenant choisir les composants. Nous allons travailler sur un mélange eau /
éthanol. Taper ethanol dans « Match » puis cliquez sur «Add pure ». Taper ensuite water dans « Match »
puis cliquez sur « Add pure ». Vous avez maintenant vos deux composants.
Nous allons maintenant choisir le modèle thermodynamique. Fermer la fenêtre « components list view » puis
allez sur l‟onglet « fluid Pkgs ». Allez sur « Add ». En dessous « Property Package selection », allez chercher le
modèle UNIQUAC. Une fois le modèle surligné, vous pouvez fermer la fenêtre « Fluid Package ».
Nous allons maintenant pouvoir commencer notre simulation. Dans la fenêtre « Simulation basis manager »,
cliquez sur l‟onglet « enter simulation environment ». Vous voyez maintenant votre espace de travail. A votre
droite (dans la fenêtre case main), vous pourrez sélectionner les différents éléments (courant de matière,
courant de chaleur, pompes, séparateurs, colonnes…) qui vont composer votre petite unités.
Définition du courant de matière :
Il nous faut tout d‟abord un courant de matière. Celui-ci est représenté par une flèche bleue. Placé votre souris
sur la flèche bleue figurant dans la fenêtre de droite (case main), cliquez une fois, allez dans l‟espace de travail
puis cliquez à nouveau. Voilà, notre courant de matière est dans l‟espace de simulation.
Il faut maintenant rentrer toutes les caractéristiques de notre courant (pression, température, composition…).
Double cliquez sur la flèche bleue, une fenêtre va s‟ouvrir. Dans « Stream name », tapez mélange froid puis
appuyez sur entrée pour nommer votre courant.
Rentrez ensuite les valeurs de température (20°C), de pression (100 kPa) puis le débit de votre courant dans
« Std ideal liq vol flow » (1100 cm3 / h).
En dessous « Worksheet », cliquez sur « composition », sélectionnez « basis », choisissez « mass fraction ».
Vous pourrez ainsi rentrer la composition de votre courant en fraction massique. Rentrez maintenant les
fractions massiques : 0,68 pour l‟eau et 0,32 pour l‟éthanol. Vous êtes maintenant passé au vert, votre courant
matière est prêt, vous pouvez fermer la fenêtre.
Montée en température du mélange :
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78
Tutoriels HYSYS
Nous allons chauffer le mélange. Sélectionner dans la fenêtre des éléments (case main ) un élément de
chauffage (heater) et placez le à côté du courant de matière. Double cliquez, vous verrez apparaître la fenêtre
permettant de paramétrer votre élément chauffant.
Dans « Inlet », selectionner votre « mélange froid ». Vous venez ainsi de relier votre courant matière à
l‟élément chauffant.
Tapez « liquide chaud » dans « Outlet » puis tapez sur la touche entrée. Vous avez créer un courant de sortie
(ce qui entre dans un élément doit en sortir). Dans « energy », tapez « chaleur chauffage », ceci va représenter
l‟apport d‟énergie nécessaire pour chauffer votre mélange à une certaine température.
Logiquement, « unknown deltaP » vient de s‟afficher sur fond jaune. Il vous manque donc des données pour la
simulation. Sous « design », cliquez sur « Parameters ». Dans « deltaP », mettez 0 kPa (on ne veut pas de
perte de charge). Puis dans « duty » (quantité de chaleur fournie à l‟élément chauffant) tapez 100 kJ / h (on
fournira donc 100 kJ / h d‟énergie pour chauffer le mélange).
Et voilà, nous sommes passé au vert, la simulation est active. Vous pouvez fermer la fenêtre E100.
Double cliquez sur « liquide chaud » : quel est la température de sortie du mélange ?
On veut en fait chauffer le mélange à 65°C. Nous allons donc enlever l‟information sur la quantité de chaleur :
Double cliquez sur E100, allez dans « parameters », puis enlevez la valeur dans « duty » (laissez la case
vide !). Vous êtes repassez au jaune, il vous manque donc des données.
Fermez E100 et retourner dans « liquide chaud ». Remarquez que nous n‟avons pas de valeurs de
température. Entrez la valeurs de 65°C, vous devez maintenant être au vert.
 Cliquez maintenant sur E100 et notez la quantité de chaleur pour que le mélange sorte à 65°C.
Séparation des constituants
Nous allons maintenant essayer de séparer les constituants de notre mélange eau / éthanol. Ajoutez un
séparateur (separator) à votre simulation. Double cliquez dessus, la fenêtre qui va nous permettre de rentrer les
caractéristiques du séparateur va apparaître. Ajouter le « liquide chaud » dans « Inlet ». Tapez « vapeur » dans
la case « vapor outlet » et « liquide » dans « liquid outlet » pour créer les courants de sortie. Voilà, vous êtes
au vert !
 Avez vous un courant de vapeur en sortie du séparateur lorsque votre « liquide chaud » est à 65°C ?
 Pour un liquide chaud à 90°C en entrée du séparateur, quel est le débit en kmol / h, en kg/ h, en m 3 / h
des courants de vapeur et de liquide en sortie ?
 Quelles sont les compositions (en fraction molaire et en fraction massique) des deux flux de sortie du
séparateur (à 90°C) ?
Etude de cas :
HYSYS possède des outils mathématiques qui vont nous permettre d‟étudier l‟influence des différentes
variables sur notre système. Nous allons tout d‟abord étudier l‟influence de la température en entrée du
séparateur sur les débits de la phase vapeur et de la phase liquide en sortie de séparateur.
Pour ceci, nous allons utiliser un outil appelé « case studie » (étude de cas). Tout en haut de la fenêtre de
simulation, allez sur tools  databook. La fenêtre « databook » va alors s‟ouvrir. Cliquez sur « variables ».
Allez ensuite sur Insert  liquide chaud  temperature puis cliquez sur add.
Puis allez sur vapeur  Std ideal liq vol flow, appuyez sur add.
Enfin allez sur liquide  Std ideal liq vol flow, appuyez sur add. Cliquez ensuite sur close.
Vous avez ainsi sélectionné les variables que vous allez étudier.
Cliquez maintenant sur la case « case studie », appuyez sur « add ». Normalement, case study vient
d‟apparaîre sous « available case studie ».
Il y a vos variables à droite. Déclarez la variable température comme indépendante. Cela signifie que nous
allons la faire varier.
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79
Tutoriels HYSYS
Puis déclarez les deux autres variables comme dépendantes. Cela signifie que leur valeur évoluera en fonction
de la valeur de la température.
Allez ensuite sur « view », c‟est là que nous allons choisir les bornes. Mettez 40°C dans « low bound », 110°C
dans « high bound », et enfin 1°C dans « step bound ». Nous ferons ainsi évoluer la température entre 40 et
110°C avec un pas de 1°C.
Votre case studie est maintenant prêt, appuyé sur Start (le logiciel effectue le calcul) puis sur results pour voir
les résultats. Vous pouvez maintenant visualiser l‟évolution des débits en liquide et en vapeur en sortie du
séparateur en fonction de la température d‟entrée.
A partir de quelle température commence t‟on à avoir un débit de vapeur en sortie du séparateur ?
A partir de quelle température n‟avons nous plus de débit de liquide en sortie du séparateur ?
A vous de faire un case studie maintenant :
Etudier l‟effet de la température sur la fraction massique en éthanol dans la vapeur et dans le liquide.
Pour cela, sélectionnez les variables « master components mass fraction »  ethanol.
Prenez les températures que vous avez trouver plus haut comme borne. Prenez un pas de 0,2°C.
Quelle est la composition maximale en éthanol dans la phase vapeur en sortie que nous arrivons à avoir ?
Quelle est selon vous la température d‟entrée optimale pour avoir une séparation efficace ?
Concluez sur la séparation (est ce mieux qu‟une distillation ?)
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80
Tutoriels HYSYS
II. Séparation d’un mélange acétone-eau en deux courants
En utilisant l‟explorateur de Windows créez un nouveau classeur dans le bureau appelé TPSIM. Vous utiliserez
ce répertoire pour enregistrer l‟ensemble de vos simulations Hysys. Pour commencer lancez le programme
Hysys. Ouvrez un nouveau cas en utilisant le menu File/New/Case. Hysys débutera un nouveau cas de
conception. Donnez-lui un nom en utilisant le menu File/Save. Vous serez invité adonner un nom et a
spécifier un emplacement.
Quand vous commencez la simulation, Hysys ouvre une fenêtre appelée Simulation Basis Manager. Ici,
vous définissez le modèle thermodynamique pour le calcul des propriétés ainsi que les composants associés à
la simulation (Fluid Package).
Simulation basis manager
Cliquez sur le bouton Add dans cette fenêtre, cela ouvrira une nouvelle fenêtre qui permet de choisir des
composants disponibles (volet Components List View ).
Sur la cellule Match, introduisez water. Au fur et à mesure que vous écrivez Hysys affiche les composés
s‟approchant de l‟écriture que vous introduisez. Une fois que vous avez localisé l'eau sur la liste, cliquez sur le
bouton Add Pure afin de pouvoir utiliser ce composé dans votre simulation. Faites la même opération pour
ajouter l‟acétone.
component list view
Fermez la fenêtre et cliquez sur le volet Fluid Pkgs. Cela vous emmènera au menu qui permet de choisir le
modèle thermodynamique. Cliquez sur add et la fenêtre fluid package apparait.
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81
Tutoriels HYSYS
Fluid package
Dans ce menu choisissez Antoine comme Property Package et deplacez vous sur le volet Stab Test et
dans Method cocher None.
Fermez la fenêtre et cliquez sur le bouton Enter Simulation Environment. Cette action vous introduit
dans le PFD (Process Flow Diagram). Vous pouvez créer une feuille de procédé sur cet écran. Vous verrez
aussi à droite une palette permettant de sélectionner parmi les équipements disponibles pour la simulation.
Cliquez sur l'icône du séparateur dans la palette (premier en haut), placez-le à l‟aide du curseur dans la région
du PFD et re-cliquez pour placer cette unité sur le diagramme.
Dans un premier temps, sélectionner le mode Attach Mode (premier icône en haut à gauche dans la fenêtre
PFD). Dans un second temps placez-vous sur le point rouge représentant l‟Energy Stream lorsque vous allez
3 ce point et en faisant glisser votre
sur le séparateur V-100 avec le pointeur de la souris. Enfin en cliquant sur
souris, vous faite apparaître le courant d‟énergie du séparateur (par défaut Q-100).
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82
Tutoriels HYSYS
Faites un double clic sur ce nouveau bloc (V-100), ceci permet d‟ouvrir cet objet. Cet objet a les atributs
suivants : Design/ Reactions/ Rating/ Worksheet/ Dynamics. Sous Design, nous avons le menu
suivant : Connections/ Parameters/ User Variables/ Notes.
Entrez à l‟aide du clavier le nom Alim dans la liste Inlets, Vap pour le courant de sortie vapeur, Liq pour le
courant de sortie liquide et Q-100 pour le courant d‟energie. Ensuite, cliquez sur Parameters et mettez la
valeur de 0,7 bar pour la perte de charge (Delta P/Inlet) et 0,0 pour l‟energie (Duty). Cela crée une
séparation flash adiabatique.
Ensuite Cliquez sur l‟onglet Worksheet et entrez les conditions du courant d‟alimentation, tel qu‟il est montré
ci-après.
Faites un double clic sur le débit d‟alimentation (45,00) et entrez la composition du courant : 50% eau et 50%
acétone (pourcentage molaire).
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83
Tutoriels HYSYS
C'est fait! La barre inférieure devrait tourner au vert, ce qui indique que Hysys a assez de données pour calculer
le flash.
Notez que le débit du courant vapeur est de 37,7 kmol/h. Quelle est sa composition? Vous pouvez cliquer sur
l‟option Composition sur la gauche pour afficher les compositions des courants. Notez également que la
température a diminué à 82°C à cause du flash.
Concept de degrés de liberté :
Un autre type de séparation flash qui est souvent utilisé est le flash isotherme. Dans ce cas, on fixe la
température de sortie et on calcule la quantité de chaleur nécessaire. Pour simuler cette opération allez dans le
volet Design et choisissez l‟option Parameters. Enlevez la valeur zéro pour le courant d‟énergie et laissez
vide la cellule. La barre inférieure change au jaune pour indiquer que Hysys n'a pas assez d'information pour le
calcul. Maintenant allez sur l‟onglet Worksheet, vous verrez toutes les entrées en bleu pour les variables
pouvant être spécifiées. Fixer la temperature du courant de sortie vapeur à 75°C.
Q.21.
Quelle est la valeur de la chaleur impliquée dans le procédé ?
Enlevez la spécification de la température et mettez le débit du courant de vapeur à 18 kmol/h.
Q.22. Quelle est la valeur de la température et la quantité d’energie impliquée ? Quelle devrait être la valeur
du courant d’alimentation pour produire 13,5 kmol/h de vapeur en utilisant un flash adiabatique ?
Enregistrez votre fichier.
Cet exercice nous a montré la puissance de calcul et la flexibilité de Hysys. Vous pouvez changer le
variables en bleu, mais seulement dans la limite des degrés de liberté disponibles. Lorsque tous les degrés de
liberté sont utilisés, Hysys calcule les variables restantes en utilisant les bilans de matière et d‟energie
combinés avec les relations de l'équilibre.
Importance du modèle thermodynamique :
Nous avons utilisé l‟équation des gaz idéaux avec l‟équation d‟Antoine. Cependant même s‟il est
utilisable, il peut mener à des conclusions totalement erronées. Nous allons Comparer les compositions du
courant de vapeur en utilisant l‟équation d‟Antoine et le modèle thermodynamique UNIQUAC. Les résultats de
l'équation d‟Antoine sont montrés ci-dessous. Pour un débit d‟alimentation de 45 kmol/h, 93°C, 2 bar et flash
adiabatique.
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84
Tutoriels HYSYS
Répondez aux questions suivantes en considérant le modèle d’Antoine (avec un débit d’alimentation de 45 kmol/h)
Q.23.
Quelle est la quantité de chaleur nécessaire pour faire un flash isotherme à 93°C et 1,4 bar?
Q.24. Quelle est la température de sortie pour un flash adiabatique à 1,4 bar ?
Q.25. Quelle est la température de sortie lorsqu’on vaporise 50% du mélange et quelle est la quantité de
chaleur nécessaire ?
Fermez les fenêtres et revenez au PFD. Choisissez dans le menu Simulation l‟option Enter Basis
Environment. Maintenant, nous pouvons définir un nouveau Fluid Package. Tout d‟abord appuyez sur le
bouton Copy pour faire une copie de Basis-1. Hysys a créé Basis-2, maintenant faites un double clic sur
Basis-2. Choisissez le modèle UNIQUAC et dans la cellule Vapour Model et changez le modèle Ideal par
l‟équation SRK (Soave-Redlich-Kwong) en cliquant sur la cellule. Pour choisir SRK utilisez la flèche placée en
haut à droite.
Fermez la fenêtre et changez le Fluid Package Associations du cas principal (Case Main) à Basis-2.
Maintenant cliquez sur le bouton Return Simulation Environment et vous pourrez voir les résultats.
Comparez les compositions liquides. Notez que lorsque la non-idéalité est prise en considération, le modèle
prédit presque 6% d‟acétone dans le liquide. Dans le cas du modèle idéal cette valeur était égale à zéro.
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85
Tutoriels HYSYS
Il n'y a aucun moyen simple pour décider le modèle thermodynamique le plus approprié dans un simulation.
Cependant, il existe quelques articles dans le littérature qui permettent de faire le choix en fonction des
caractéristiques du système à étudier.
Q.26. Quels sont les réponses aux questions c et d si l’on utilise le modèle UNIQUAC et l’équation SRK pour
la phase vapeur ?
Q.27. Quelle est la réponse à la question c si l’on utilise le modèle UNIQUAC avec l’équation des gaz
idéaux?
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86
Tutoriels HYSYS
III. Simulation sous HYSYS d’un réacteur tubulaire pseudo-isotherme utilisé pour la production du
chlorure d’allyle
Le principe de la simulation consiste à étudier la production de chlorure d‟allyle dans un réacteur tubulaire
pseudo-isotherme. Ce cas a été étudié dans le cadre du TD précédent où nous avons élaboré un tableur sous
Excel chargé de résoudre les équations différentielles issues du bilan matière et du bilan thermique. L‟objectif
de ce TD est de réaliser une simulation de ce même réacteur tubulaire à l‟aide du logiciel Aspen Hysys. Pour
rappel, les données du problème sont les suivantes : Les débits d‟alimentation des réactifs sont : 100 mol.h-1de
-1
propylène et 50 mol.h de chlore. Ces courants sont préchauffés séparément à 200°C et mélangés à l‟entrée
du réacteur. Le réacteur sera constitué par un tube de diamètre 30 mm dont la paroi est maintenue à 200°C par
ébullition d‟éthylène glycol dans une double enveloppe. La pression de marche est constante et égale à 2 atm.
-1
-2
-1
Le coefficient de transfert entre le tube et le milieu réactionnel est de 30 kcal.h .m .°C .
Les deux réactions considérées :
1)
Vitesse de réaction
2)
Vitesse de réaction

Choix des composés, du modèle thermodynamique et des réactions
Ouvrez un nouveau fichier Hysys et sélectionnez les différents composés chimiques qui interviennent dans
le réacteur : le Propylène (C3H6), le Dichlore (Cl2), l’Acide chlorhydrique (HCl), le Chlorure d’allyle (CH2CHCH2Cl)
et le 1-2 dichloropropane (CH2ClCHClCH3).
Une fois les composés sélectionnés, vous devez choisir le modèle thermodynamique que le logiciel Hysys
va utiliser pour réaliser la simulation en suivant la démarche détaillée de l’exercice précédent : Sélectionnez le
modèle Antoine.
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87
Tutoriels HYSYS
Il faut maintenant paramétrer les deux réactions chimiques qui se déroule dans le réacteur. Pour cela,
cliquez sur l’onglet « Reactions » puis sur « Add Rxns » et enfin sélectionnez « kinetic » :
Le logiciel vous ouvre la fenêtre suivante dans laquelle vous devrez attribuer les coefficients
stoechiométriques aux composés qui interviennent dans la réaction 1 (- 1 pour les réactifs et +1 pour les
produits) :
Cliquez maintenant sur l’onglet « Basis ». La fenêtre qui s’ouvre va vous permettre de spécifier les unités
avec lesquelles nous allons travailler :





Basis : partial pressure (votre vitesse de réaction s’exprime en fonction des pressions partielles)
Base component : Cl2 (la vitesse de réaction s’exprime en moles de Cl 2 transformées)
Rxns phase : Overall (on spécifie que la réaction est susceptible de se dérouler en phase gaz ou liquide)
Base Unit : atm (on exprime les pressions en atmosphère)
3
Rate Unit : gmole/L-h (les vitesses de réactions s’exprime en moles de Cl 2 transformées par dm (ou litres)
et par heure).

Il faut maintenant rentrer les données cinétiques correspondant à la réaction 1. Rappelez-vous que la
vitesse de réaction s’exprime selon l’équation
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Vous devez rentrer le facteur pré exponentiel et l’énergie d’activation comme vous pouvez le voir sur la
fenêtre ci-dessous (Hysys affiche la valeur en j/mol) :
Procédez de même pour la réaction 2 :
Une fois les 2 réactions crées, la fenêtre suivante s’affiche. Cliquez sur « add to FP » puis sur «Add Set to
Fluid Package ».
Hysys va ainsi traiter vos réactions chimiques et les données cinétiques qui leur sont associées avec le
modèle thermodynamique que vous avez sélectionné. Vous entrez maintenant dans l’environnement de la
simulation en cliquant sur « Enter to Simulation Environment ».

Simulation du réacteur tubulaire
Vous allez créer un courant d’alimentation respectant les données du problème (débit molaire,
température, pression, composition en propylène et en dichlore). Une fois ce courant créé, sélectionnez un
réacteur tubulaire (Plug Flow Reactor).
Dans le menu « design » puis « connections », associez l’alimentation au réacteur, créez un courant de
sortie et un courant d’énergie :
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Dans « parameters », choisissez un delta P égal à 0 (pas de différence de pression dans le réacteur).
Dans la partie « Heat transfert », vous allez paramétrer le transfert thermique entre le milieu réactionnel
et l’éthylène glycol caloporteur. Vous devez définir (voir capture d’écran suivante) :
Le débit molaire du fluide caloporteur : Il doit être suffisamment grand pour que la température de la paroi reste
constante, nous prendrons une valeur de 500 kmol / h,
La capacité calorifique du fluide caloporteur (Cp éthylène glycol = 140,5 KJ. Kmol-1. °C-1),
La température d’entrée du fluide caloporteur (200°C),
Le coefficient entre le tube et le milieu réactionnel (30 Kcal. h-1. m-2. °C-1) dans User Specified.




Il faut ensuite préciser à Hysys que les réactions chimiques qui vont se dérouler dans le réacteur tubulaire
sont celles que vous avez définies auparavant. Pour cela cliquez sur l’onglet « reactions » puis sélectionnez
« Global Rxn Set ».
Vous devez enfin dimensionner le réacteur tubulaire. Cliquez sur « Rating » puis rentrez les dimensions du
réacteur : longueur du réacteur (10 m), diamètre (30 mm) et l’épaisseur de la paroi milieu réactionnel / fluide
caloporteur (wall thickness : 2 mm).

Exploitation des résultats
Si vous allez sur « performance » puis « plot », vous pouvez suivre l’évolution de la température en fonction
de la longueur du réacteur :
a) Quelle est la température du point chaud ? A quelle distance de l’entrée du réacteur se trouve le point chaud ?
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Si vous allez sur « reaction » puis « result », vous trouverez le taux d’avancement des deux réactions (Act. %
Cnv.) :
b) Quels sont les taux d’avancement des réactions 1 et 2 ?
c) Dans les cas suivant, donnez la valeur de la température, de la position du point chaud et des taux
d’avancement des deux réactions :
- Changez la température d’entrée de l’alimentation (T = 220°C)
- Remettez une température d’alimentation de 200 °C puis changez le diamètre du réacteur (d = 60 mm).
- Revenez au diamètre initial et rentrez une longueur de réacteur égale à 20 m. Comparez ces résultats à ceux obtenus
pour la question a) : d’où vient la différence observée ?
Mise en place d’études de cas :
Hysys possède des outils mathématiques qui vont nous permettre d‟étudier l‟influence de différentes
variables sur notre système. Nous allons étudier l‟influence de la pression de l‟alimentation sur les deux taux
d‟avancements en utilisant des « case studies » (études de cas) : allez dans le menu tools  databook. Dans
la fenetre « databook », cliquez sur « variables » puis Insert  PFR - 100  Act. % Cnv.-1 et cliquez sur add.
Refaire la démarche pour le taux d‟avancement de la réaction 2 (Act. % Cnv.-2.Enfin allez sur Alimentation 
pressure appuyez sur add. Cliquez ensuite sur close.
Vous venez ainsi de sélectionner les variables que vous allez étudier.
Cliquez maintenant sur l‟onglet « case studies » et appuyez sur « add ». Normalement, case study 1 vient
d‟apparaître sous « available case studies ».
Vous retrouvez vos variables à droite : Déclarez la variable pressure comme indépendante. Cela signifie que
nous allons la faire varier, puis déclarez les deux autres variables comme dépendantes. Cela signifie que leur
valeur évoluera en fonction de la pression d‟alimentation.
Cliquez ensuite sur « view » pour entrer les limites de l‟étude. Mettez 1 atm dans « low bound », 10 atm
dans « high bound », et enfin 0,1 atm dans « step bound » : Nous ferons ainsi évoluer la pression entre 1 et 10
atm avec un pas de 0,1 atm.
Votre étude de cas est maintenant prête : appuyez sur « Start » (le logiciel effectue le calcul) puis sur
« results » pour voir les résultats (sous forme graphique ou sous forme d‟un tableau).
Vous pouvez maintenant visualiser l‟évolution des deux taux d‟avancement en fonction de la pression dans le
réacteur.
d) Indiquez à partir de quelle valeur de pression d’alimentation (en KPa) la réaction 1 devient
prépondérante sur la réaction 2 ?
e) Remettez la pression d’alimentation à 2 atm et étudiez maintenant l’effet de la température
d’alimentation sur les deux taux d’avancement. Pour cela, faites varier la température de 150°C à
400°C avec un pas de 10°C : à partir de quelle valeur de température d’alimentation la réaction 1
devient elle prépondérante sur la réaction 2 ?
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IV. Simulation sous HYSYS d’une colonne de distillation utilisée pour la séparation du Propane du
n-Butane (Short Cut Distillation) / détermination du nombre de plateaux et des puissances à
appliquer pour la séparation

Courant d’alimentation
Vous allez créer un courant d’alimentation respectant les données du problème et en utilisant le modèle
thermodynamique SRK:
Espèces
Pression = 10 atm
T= 300 °K

Débit
molaire
(kmol/h)
Propane
100
n-Butane
300
n-Pentane
500
n-Octane
400
Construction d’une colonne de type Short-Cut
Une fois ce courant créé, sélectionnez Le modèle de type Short-Cut. Ce modèle est fourni par Hysys pour
estimer le nombre d’étages nécessaires pour une séparation par distillation.
Etape 1. : Cliquez sur le bouton Short-Cut Distillation dans la palette d‟objets de simulation. Complétez l‟écran
comme il est montré sur la figure suivante.
Etape 2. : Choisissez l‟option Parameters dans l‟onglet Design et introduisez l‟information suivante
Ligh key in bottoms (Propane) = 0,02
Heavy key in distillate (n-Butane) = 0,02
Condenser pressure = 10 atm
Reboiler pressure = 10 atm
External reflux ratio = 1,4 fois le taux de reflux minimum
Ceci complète la conception de la distillation Short-Cut.
Nous pouvons relever le taux de reflux et dans l‟onglet « Performance », les températures au bouilleur et au
condenseur, le nombre d‟étages nécessaires et les flux de chaleur impliqués
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V. Simulation sous HYSYS d’une colonne de distillation à partir de paramètres connus (nombre de
plateaux, puissance du bouilleur…)
Nous vous proposons ici de simuler le fonctionnement de la colonne à distiller à l‟aide du logiciel de simulation
des procédés HYSYS. L‟objectif de ce travail va consister à étudier l‟influence des différents paramètres clés de
la distillation qui ne peuvent pas être abordés d‟un point de vue expérimental.
Construction de la colonne à distiller
Hysys est un logiciel extrêmement complexe et il est nécessaire pour cette étape de bien suivre la partie
didacticielle décrite ci-dessous :
Allez sur la barre « démarrer »  « tous les programme »  « AspenTech »  « Aspen Engineering Suite » 
« Aspen HYSYS 2006.5 »  fermer la fenêtre « Tip of the day »,
Cliquer ensuite sur «File »  « new »  « case » : la fenêtre Simulation Basis Manager s’ouvre et Master
Component List est surligné en bleu. Cliquer sur « View ». Vous pouvez ici choisir les composés chimiques
avec lesquels vous allez travailler (water et ethanol). Dans la fenêtre match, tapez le produit que vous
recherchez, Sélectionnez-le et allez sur « add pure ». Une fois que les deux produits sont rentrés vous pouvez
fermer la fenêtre Component List View.
Il faut ensuite choisir un modèle thermodynamique à partir duquel le logiciel va réaliser tous les calculs. Cliquer
sur Fluid Pkgs puis sur « Add ». La fenêtre Fluid Package : Basis-1 apparaît alors. Sous « Property Package
Selection », descendez et choisissez UNIQUAC. Vous pouvez fermer la fenêtre Fluid Package : Basis-1. Sur
la fenêtre Simulation Basis Manager, cliquer sur « Enter Simulation Environment ».
Hysys vient d’ouvrir la fenêtre PFD-Case (Main). C’est dans cette fenêtre que vous allez créer votre colonne à
distiller. Vous pouvez remarquer qu’il y a également une fenêtre intitulée Case (Main). C’est dans cette fenêtre
que vous trouverez tous les éléments nécessaires (courants matière, colonne à distiller) pour construire votre
simulation.
Nous allons tout d’abord créer le courant d’alimentation de la colonne à distiller. Cliquez sur la fenêtre bleue
localisée en haut dans la fenêtre Case (Main). Cliquer ensuite n’importe où dans la fenêtre PFD-Case (Main),
une flèche de couleur bleu clair apparaît alors et représentera l’alimentation de la colonne. Double cliquez sur la
flèche bleu et rentrez les différentes données qui caractérisent votre courant d’alimentation comme indiqué cidessous :
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Ici vous rentrez le nom du courant matière : alimentation
20°C
100 kPa
Entrez votre débit massique en kg /h
Cliquez ensuite sur « composition », la fenêtre se transforme de la manière suivante :
Sélectionnez mass fraction
et fermez cette fenêtre
Rentrez ensuite les fractions massiques en eau et en éthanol que vous avez relevé sur l’alimentation de la
colonne. Normalement, la barre de couleur jaune passe au vert ce qui signifie que votre courant matière est
bien défini.
Il faut maintenant rajouter la colonne à distiller. De la même façon que vous avez créer la flèche bleu dans la
fenêtre PFD-Case (Main), rajoutez la colonne à distiller. Voici ce qui doit apparaître sur votre écran :
Colonne à distiller
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Double cliquez sur la colonne à distiller et paramétrez en suivant les indications ci-dessous :
On relie notre alimentation à la colonne et on
On sélectionne total ce qui
précise qu‟on alimente au niveau du bouilleur
signifie qu‟on va condenser
Cliquez
sur
toutes les vapeurs
« next ». Une
autre
fenêtre
apparaît. Nous
allons rentrer
ici
des
informations
concernant la
Courants matière qui sortent
de la colonne (en bleu)
pression dans
la colonne. Au
niveau
des
cases
« Reboiler
Pressure » et
On rentre ici le nombre de
Courants chaleur fourni au
« Condenser
plateaux : 7 pour la colonne
bouilleur et évacué au niveau
Pressure »
à plateau et 4 pour la
du condenseur
rentrez
la colonne à garnissage
valeur 100 kPa ce qui signifie que la colonne est à la pression atmosphérique. Ne touchez pas à la case du
milieu.
Cliquez sur « next ». Ne remplissez rien dans cette fenêtre. Cliquez de nouveau sur « next ». Dans cette
nouvelle fenêtre, rentrez le nombre 4 dans la case « reflux ratio » (taux de reflux en français). Cliquez enfin sur
« done » et la fenêtre suivante doit apparaître :
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Nous allons maintenant définir les paramètres qui vont piloter la distillation. Dans notre cas, au niveau de la
colonne, nous allons commander le taux de reflux et la puissance au niveau du bouilleur. Sous
« Connections », cliquez sur « Specs ». Au niveau de « Column Specifications », nous pouvons voir que
« Reflux Ratio » est déjà présent. Par contre nous allons éliminer les autres. Sélectionnez les puis appuyer sur
« Delete ». Cliquez à présent sur « Add » puis choississez « Column Duty ». Cette fénêtre doit apparaître :
Sélectionnez le courant de chaleur que vous souhaitez paramétrer (le bouilleur - Reboiler en anglais) et rentrer
ensuite la valeur de puissance dans Spec Value (1,5 kW pour la colonne à plateau et 0,9 kW pour la colonne à
garnissage. Vous pouvez choisir l’unité à gauche. Vous pouvez maintenant fermer la fenêtre Duty Spec.
Sur la fenêtre principale, sous « Connection », sélectionnez « Monitor ». C’est dans ce menu que vous pouvons
changer les valeurs des deux paramètres que vous commandez. Vérifiez que les deux sont bien sélectionner. A
présent cliquez sur « Run » et le calcul doit s’effectuer et « converged » doit apparaître dans une case en vert
comme on peut le voir sur la fenêtre suivante :
A présent nous allons afficher les résultats concernant la composition et le débit du distillat et du résidu. Pour
cela faites un clique droit sur le courant « résidu » et sélectionnez « Show Table ». Un tableau doit alors
apparaître. Faites un clique droit sur ce tableau et choisissez « View Properties ». Sélectionnez « Molar Flow »
puis « Remove Variables» pour l’éliminer de l’affichage. Faites la même chose pour « Pressure ». Allez ensuite
sur « Add Variables » et choisissez « Mass Flow » (débit massique). Refaites la même chose pour « Master
Components Mass Fraction » « Water (Fraction massique en eau) et « Master Components Mass Fraction »
 « Ethanol » (fraction massique en ethanol).
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Refaites la même chose pour le courant « distillat ». Vous pouvez à présent visualiser les informations
concernant le résidu et le distillat comme indiquez ci-dessous :
Question : Comparez les débits du distillat et du résidu ainsi que les titres massiques avec ceux issus
de la simulation. Y’a t-il une différence ? Si oui pourquoi à votre avis ?
A ce stade, l’enseignant doit vous avoir indiqué comment procéder pour avoir des résultats presque identiques
entre la simulation et l’expérience. Nous allons à présent vous apprendre à faire des études de cas pour voir
l’effet des différents paramètres de la colonne sur le distillat et le résidu. Nous allons par exemple étudier
l’influence de la température d’alimentation (entre 20 et 80 °C) sur les débits massiques en distillat et en résidu.
Sur la barre horizontale en haut à gauche, cliquer sur « Tools » puis sur « Databook ». La fenêtre « Databook »
apparaît. Cliquer ensuite sur « Insert ». Nous allons choisir les variables avec lesquelles nous allons travailler.
Pour commencer nous allons rechercher la température d’alimentation. Sélectionnez « Alimentation » puis
« Température » et cliquez sur « Add ».
A présent nous allons nous occuper des débits massiques du distillat et du résidu. Allez sur « Distillat », « Mass
Flow » puis cliquez sur « Add ». Refaites la même chose pour le résidu. Vous devriez maintenant avoir cette
fenêtre :
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Sur la barre du bas, cliquez sur « Case Studies », puis allez sur « Add ». Remplissez la fenêtre de la manière
suivante :
Nous précisons ici à Hysys que nous allons faire varier la température de l’alimentation et que nous allons
étudier son influence sur les débits massiques du distillat et du résidu. Cliquez à présent sur « View ».
Remplissez les cases de la manière suivante (nous allons faire varier la température entre 20 et 80°C avec un
pas de 1°C)
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Cliquez sur « Start » pour lancer l’étude de cas. Allez ensuite sur « Result » pour voir le tracé visible cidessous :
On voit que plus la température d’alimentation augmente, et plus le débit de distillat augmente. Par contre le
débit de résidu baisse.
Attention : lorsqu’on fait une étude de cas, Hysys garde la dernière valeur par défaut (ici 80°C). Pensez à
remettre à chaque fois la valeur initiale !!!!!!
Etudier l’influence de la température (20 à 80°C) sur le titre et le débit du distillat
Examiner l’influence du taux de reflux sur la teneur en alcool du distillat et le débit du distillat.
Faites varier l’alimentation (-50 % alim initiale à +100% alim initiale) et regardez son influence sur les
titres massiques et les débits du distillat et du résidu.
Coup de pouce pour trouver les variables dans les études de cas :
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Taux de reflux :
Fraction massique en éthanol du résidu :
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