dimensionnement d`un nouveau reacteur isotherme

Transcription

République Algérienne Démocratique et Populaire
Ministère de l’Enseignement Supérieur et de la Recherche
Scientifique
Université des Sciences et de la Technologie
d’Oran -Mohamed Boudiaf
Faculté de Chimie
Département de Génie chimique
Filière : Génie des Procédés
Option : Génie Chimique
Projet fin d’études
En vue de l’obtention du diplôme de Master
Thème
DIMENSIONNEMENT D’UN NOUVEAU REACTEUR
ISOTHERME POUR LA PRODUCTION DU METHANOL
Présenté par :
M. BELABBAS ABOUBAKR TARIQ WALID
M. BENYAHIA ABDERRAHMANE
Devant le jury :
Encadreur : Pr. HADDOU Boumediene USTO-MB
Co- Encadreur : Dr. BENYOUNES Hassiba USTO-MB
Président : Dr. YAKOUBI Khalid USTO-MB
Examinateur: Dr. BENHAMMADI Samia USTO-MB
Année universitaire : 2013-2014
Remerciement
En premier lieu, nous remercions Dieu, le créateur, qui nous a donné la
force et la persévérance pour réaliser ce travail.
Nous remercions également nos parents, pour leur soutient moral.
En terme de ce travail, nous nous somme rendu compte qu’aucun auteur
ne puisse vraiment prétendre être un « selfe-made man ». Un livre, une
édition, une publication, une communication, une thèse, une étude ou un
mémoire, ne sont seulement que l’aboutissement de la pensée et de la
collaboration de beaucoup de gens, nous tenons à exprimer notre
haute gratitude à tous ceux qui ont contribué de prés ou de loin à la
réalisation de ce mémoire de fin d’étude.
Mes remerciements sont destinés à mes encadreurs : Professeur B.
HADDOU, et Docteur
H. Benyounes, qui nous ont donnés souffle et
clarté dont l’enchainement pour proumouvoir la recherche et
d’apporter un plus pour dynamiser notre université et notamment
notre département pour se situer a un niveau très élevé des études.
A mes professeurs qui par leur sérieux, et suivi durant toutes nos
années passés, nous ont donnés et enseignes le meilleur deux même
avec fierté et beaucoup de courage.
Monsieur Tekouke, qui nous encadré au niveau du complexe CP1/Z et
pour avoir suivi notre travail.
Aux membres de jury qui, en dépit de leur fonction, ont accepté de nous
honorer par leur présence, afin de juger ce travail.
NOTATION
Symbole
Définition
unité
: Surface de catalyseur (m2)
: Surface volumique de la particule du catalyseur (m-1)
: Chaleur spécifique du mélange gazeux (KJ /Kg °K)
: Diamètre du catalyseur (m)
G
: débit volumique (m3/sec)
gc : facteur de correction
: Flux molaire (mol/sec)
: Coefficient de transfert de chaleur à l’intérieure du tube, phase gaz
(KW/m2 °K)
: Coefficient de transfert de chaleur à l’intérieure du tube, phase solide
(KW/m2 °K)
: Coefficient de transfert de chaleur du fluide de refroidissement
(KW/m2 °K)
: Hauteur de la particule du catalyseur (m)
: Conductivité thermique du mélange gazeux (KW/m °K)
: Conductivité thermique de la paroi (KW/m °K)
: Conductivité thermique du solide (KW/m °K)
: Conductivité thermique dynamique (KW/m °K)
: Conductivité thermique statique (KW/m °K)
: Conductivité thermique radial du mélange gazeux (KW/m °K)
: Conductivité thermique radial du solide (KW/m °K)
: La hauteur du réacteur (m)
: La masse molaire (Kg / Kmol)
: Débit massique (Kg / sec)
: Flux massique (Kg / sec m2)
: Nombre totale des tubes
: La pression (bars)
: Pression partiel (bars)
: Nombre Prandtl
: Nombre Prandtl du fluide de refroidissement
: Nombre de Reynolds
: Nombre de Reynolds du fluide de refroidissement
: Rayon de la particule (m)
: Rayon du diamètre interne (m)
: Rayon du diamètre externe (m)
: vitesse de la réaction d’obtention du méthanol (mol/ Kgcat sec)
: vitesse de la réaction d’hydrolyse (mol/ Kgcat sec)
: Température du système (°k)
: Température du fluide de refroidissement (°k)
: Coefficient globale d’échange thermique (KW/m2 °K)
: Coefficient d’échange thermique enter la paroi et le fluide
refroidissement, phase gaz (KW/m2 °K)
: Coefficient d’échange thermique enter la paroi et le fluide
refroidissement, phase solide (KW/m2 °K)
: Volume totale de réacteur (m3)
: Volume totale des tubes (m3)
: Fraction molaire
: La hauteur du réacteur (m)
: Densité du catalyseur (Kg/ m3)
: Densité du mélange gazeux (Kg/ m3)
: L’enthalpie des réactions (J/mol)
: Viscosité du mélange gazeux (Kg/sec m)
: Viscosité du constituant i,j (Kg/sec m)
: Degré du vide
Introduction général
Afin de répondre à la forte demande en hydrocarbures et ces dérivés, l’entreprise
nationale Sonatrach veut développer le secteur pétrochimique qui s’intéresse à l’utilisation des
composés chimique de base issu des hydrocarbures pour fabriquer d’autres composés
synthétique. Ces fabrications sont, en général, basées sur des réactions chimiques appropriées
en présence ou non d’un catalyseur.
La pétrochimie est basée principalement sur deux types de procédés : craquage à la vapeur et
procédé d’extraction. Par reformage à la vapeur du gaz naturel ou des naphtas, elle débouche
sur la production d’hydrogène qui, sert au-delà de son utilisation comme vecteur énergétique
et vecteur pétrochimique dans les hydrotraitements, à la fabrication
de l’ammoniac, du
méthanol et des alcools.
Le méthanol est produit à partir du méthane (CH4) et de la vapeur d’eau pour obtenir un gaz
de synthèse, destiné à la fabrication d’alcool, de formaldéhyde et des matières plastiques au
moyen de différents procédés et opération de transformation.
Le complexe de production de méthanol (CP1/Z) de l’entreprise nationale Sonatrach envisage
d’améliorer les capacités de production pour conquérir d’autres marchés extérieurs et en
même temps de répondre à la demande du marché intérieur. Parmi les dérivés du méthanol on
cite le Méthyl-tertio- butyl éther (MTBE). Ce produit est à ça forte demande cette dernière
décennie, vue son emploie dans les défirent domaine notamment les carburants.
C’est précisément dans ce cadre que notre projet de fin d’études est élaboré. Nos recherches
ce sont basés à partir de différentes expériences exploité dans différents complexes de grands
pays exportateurs de ce produit sensible. Nos études actuelles prennent dimension pour la
future exploitation des grands complexes pétrochimiques qui se basent sur la nouvelle
génération des réacteurs. Cette étude qui permettrait d’atteindre un taux plus élevé de
production du produit cité avec les mêmes paramètres actuellement en vigueur.
Ainsi, pour mener nos travaux, nous avons scindé notre étude en plusieurs chapitres :
Le premier chapitre est une présentation générale regroupant toutes les structures qui
composent le complexe méthanol CP1/Z, nous évoquerons ensuite dans le même chapitre le
procédé de fabrication du méthanol.
2
Nous présentons dans le chapitre II les différents types de catalyseurs et réacteurs utilisés
dans la synthèse de méthanol.
Le chapitre III est consacré à la cinétique de la synthèse de méthanol où nous avons plusieurs
model à choisir.
Nous exposerons dans le chapitre IV le dimensionnement du nouveau réacteur effectué en
utilisant le nouveau logiciel Polymath. La seconde partie de ce chapitre, a été dédiée à la
présentation du simulateur Aspen technologie, où nous avons mis en évidence l’intérêt des
simulations dans la résolution des problèmes de procédé. Enfin, nous terminerons ce mémoire
par estimer la duré de vie du catalyseur dans le nouveau réacteur.
3
Chapitre I
Description du complexe CP1/Z
I. Présentation du complexe CP1/Z
I.1 Création de l’Entreprise Nationale des Industries Pétrochimiques
Issue de la restructuration de SONATRACH, l’entreprise nationale de la pétrochimie fût
crée par décret n°84/257 du 1er septembre 1984 modifiant le décret n°83/410 du 6 août 1983
portant création de l’Entreprise Nationale des Industries Pétrochimiques (ENIP), dans la
mission devait être la prise en charge des activités pétrochimiques et phytosanitaires. Suite à
une restructuration des filiales Sonatrach en 2010, la société ENIP a intégré «l’activité
AVAL » qui est la société mère de Sonatarch.
I.2 Missions principales de l’ENIP
L’ENIP a pour mission la prise en charge de toutes opérations de transformation chimiques
des hydrocarbures liquides ou gazeux ainsi que leurs dérivés pour la production de produits
pétrochimiques de base et des produits finis destinés au marché national et à l’exportation,
notamment les matières premières pour l’industrie chimique et pharmaceutique sont :
 Les matières thermoplastiques/thermodurcissables.
 Les élastomères.
 Les fibres synthétiques
L’ENIP couvre également toutes les opérations commerciales, industrielles, financières et
mobilières ou immobilières, directement ou indirectement liées à son objet, ou toutes autres
activités susceptibles d’en faciliter le développement ou la réalisation.
Actuellement, L’ENIP dispose de deux complexes pétrochimiques en exploitation :
 Le complexe Ethylène et Dérivés (CP1/K) à Skikda.
 Le complexe Méthanol et Dérivés à Arzew.
I.3 Création du complexe méthanol et résines synthétiques d’Arzew
Dans le cadre de la politique d’industrialisation du pays et du développement de
l’économie nationale, la société nationale SONATRACH et la société italienne SIR donnèrent
5
Chapitre I
naissance en 1969 à la société mixte ALMER dont le premier projet sera le complexe
méthanol et résines synthétiques d’Arzew.
L’objectif de ce complexe est la production du méthanol et de résines synthétiques. Le 10
septembre 1970, ALMER signe un contrat avec la société HUMPHREYS & GLASGOW
pour la construction de l’unité méthanol, contrat qui rentrera en vigueur en février 1971.
En novembre 1971, la société ALMER fut dissoute. SONATRACH poursuivit la
réalisation du projet en signant deux contrats avec la société italienne ITALCONSULT, le
premier en 1972 pour la construction des utilités, et le second contrat en 1973 pour celle des
unités de production des résines.
Le démarrage des utilités eut lieu en 1975, celui du méthanol en 1976 et des Résines
synthétiques en 1977. Le 24 février en 1978, eut lieu l’inauguration du complexe par le
président défunt Houari Boumediene.
I.4 Description générale des activités du complexe CP1/Z
Le complexe Méthanol et Résines synthétiques (Figure I.1) occupe une superficie de 27
hectares sur le plateau du Mohgoun dominant la baie d’Arzew. Le CP1/Z est situé à deux
kilomètres de la ville d’Arzew du nord de la raffinerie. Il est desservi par la route nationale
Oran-Arzew-Mostaganem.
Le CP1/Z est constitué d’un ensemble d’unités destinées à la fabrication des produits
thermodurcissables à base d’urée / formol, de phénol, et de méthanol.
Il est composé de neuf (9) unités de production, à savoir :
 Une unité de production de méthanol d’une capacité de 100 000 T/an ;
 Une unité de production de formaldéhyde et de formurée d’une capacité de 20 000
T/an ;
 Une unité de production de résines phénoliques liquides d’une capacité de 3 400
T/an ;
 Une unité de production de résines phénoliques en poudre à mouler dont la capacité
est de 2500 T/an ;
6
Chapitre I
 Une unité de production de résines uriques liquide ayant une capacité de 6 000
T/an ;
 Une unité de production de résines uriques atomisées dont la capacité est de 3 000
T/an ;
 Une unité de production de résines uriques en poudre à mouler d’une capacité de
2 500 T/an ;
 Une unité de production de résines mélaniques liquides d’une capacité de 500
T/an ;
 Une unité de production des utilités nécessaire au fonctionnement des unités de
production en fournissant l’eau de chaudière, l’eau de refroidissement, et en
assurant la génération de vapeur, d’électricité de secours, de l’air comprimé, etc.
Le complexe CP1/Z se compose de deux laboratoires, le premier de recherche et de
développement de Résines, et le deuxième de contrôle.
7
Chapitre I
DIRECTION CP1/Z
Secrétariat
Service
informatique
Département
Technique
Département
Tech. Commercial
Département
Sécurité
Département
M. généraux
Sous-direction
rénovation
Département
Approvisionnement
Sous-direction
exploitation
Figure I.1 : Organigramme du CP1/Z
I.4.1 Procédé de fabrication du méthanol
I.4.1.1 Introduction
La synthèse du méthanol s’effectue de façon très sélective à partir d’un mélange d’oxyde
de carbone, monoxyde de carbone et d’hydrogène. Ces gaz peuvent être obtenus par
reformage à la vapeur d’eau du gaz naturel.
Le procédé de reforming consiste à mélanger le gaz naturel d’alimentation désulfuré et
chaud avec de la vapeur d’eau, puis à faire réagir le mélange au-dessus d’un catalyseur
approprié dans le four de reforming pour produire de l’hydrogène, monoxyde de carbone, et
l’oxyde de carbone.
8
Chapitre I
Le gaz, connu sous le nom de gaz de synthèse, est refroidi et comprimé jusqu’à la pression
requise pour la synthèse du méthanol. Avant de faire réagir au-dessus du catalyseur de
synthèse et enfin de condenser le méthanol brut ainsi produit. Le méthanol brut est purifié par
distillation afin d’enlever l’eau et les impuretés (produits légers) qui se forment comme sousproduits de synthèse.
I.4.2 Description du procédé de fabrication du méthanol
La production du méthanol à partir du gaz passe par plusieurs étapes successives (Annexe
1) :
La désulfuration de la charge d’alimentation (gaz naturel).
 Le reformage à la vapeur d’eau et du gaz naturel (production du gaz de synthèse).
 Le refroidissement du gaz de synthèse et récupération de l’eau.
 La compression du gaz de synthèse.
 La boucle de synthèse.
 La détente et stockage du méthanol brut.
 La distillation du méthanol brut.
 Production de la vapeur d’eau par récupération d’énergie.
La nomenclature utilisée sur ce schéma ainsi qu’une description détaillée du procédé de
fabrication du méthanol se trouve dans l’annexe A).
I.4.2.1 Désulfuration de la charge d’alimentation
Le gaz, provenant du gazoduc, s’écoule vers le séparateur V106 à une pression de 32,5
bars où tous les hydrocarbures liquides seront éliminés.
Le gaz naturel quittant le séparateur V106 est utilisé comme :
 Gaz combustible dans le four de reforming et la chaudière.
 Gaz d’alimentation du procédé.
Le gaz de combustion est détendu à une pression de 8 bars par la vanne PICV103.
9
Chapitre I
Le gaz qui alimente le procédé est détendu à une pression 28 bars par la vanne PICV105,
puis il passe dans le réchauffeur de gaz naturel F204 situé dans la zone convection du four de
reforming où il atteint une température de 400 °C.
Le gaz naturel contient des traces de soufre qui constitue un poison pour le catalyseur du
four de reforming ; de ce fait, la désulfuration du gaz naturel est impérative pour diminuer la
teneur en soufre qui ne doit pas dépasser 0,5 ppm en volume. Pour cela on fait passer le gaz
naturel au-dessus d’un absorbeur à base d’oxyde de zinc (ZnO) à environ 400 °C.
L’oxyde de zinc adsorbe le soufre présent dans le gaz naturel pour former le sulfure de
zinc, garantissant ainsi la limite admissible du soufre dans le gaz naturel d’alimentation.
La réaction dans le désulfureur V105 s’écrit comme suit :
H2S + Zn
OZnS +H2O
(I.1)
Notons que dans le cas d’une présence de H2 S au niveau du four de reforming on
assisterait alors à la réaction de destruction du catalyseur à base de nickel par H 2S est comme
suit :
Ni + H2S
NiS +H2
(I.2)
I.4.2.2 Reforming
I.4.2.2.1 Mélange vapeur d’eau / gaz naturel
A la sortie du désulfureur, le gaz naturel désulfuré est mélangé à la vapeur d’eau de
procédé surchauffée venant de la canalisation de vapeur à 30 bars. Le débit de gaz naturel est
contrôlé par le régulateur de débit FRC101, et le débit de vapeur est contrôlé indépendamment
par le FRC102. Le rapport molaire normal vapeur / carbone est 3/1, compte tenue du risque de
voir ce rapport trop baisser, ces deux débits sont surveillés étroitement. Un système de
drainage approprié est prévu dans la zone des vannes de vapeur afin d’éliminer toute présence
de condensat qui pourrait se former durant l’arrêt de l’unité. Le mélange de vapeur et gaz
naturel s’écoule ensuite vers le collecteur d’entrée du four de reforming à une température
d’environ 360 °C et une pression près de 22,8 bars.
10
Chapitre I
I.4.2.2.2 Four de reforming
Le gaz naturel désulfuré mélangé à la vapeur d’eau surchauffée alimente donc au four de
reforming à 360°C et passent à l’intérieur des tubes où la réaction a lieu au-dessus d’un
catalyseur à base de nickel.
Le catalyseur de reforming est tassé dans 168 tubes verticaux et la chaleur nécessaire à la
réaction (endothermique) est absorbée par le gaz par l’intermédiaire des parois des tubes.
Le produit obtenu à la sortie du four de reforming à 850°C et 20,5 bars est un gaz de
synthèse composé principalement d’hydrogène (H 2), monoxyde de carbone (CO), d’oxyde de
carbone (CO2), d’azote (N2), de méthane et de la vapeur d’eau.
Les réactions qui ont lieu dans le four de reforming sont les suivantes :
CH4 + H2O
CO + 3H2
(
CO + H2O
CO2 + H2
(
)
)
(I.3)
(I.4)
I.4.2.3 Refroidissement du gaz de synthèse et récupération de l’eau
Le gaz de synthèse chaud sortant du four de reforming à une température de 850°C et à une
pression de 20,3 bars est d’abord refroidi dans une chaudière de récupération H301 à une
température d’environ 375°C par échange de chaleur avec de l’eau bouillante portée à une
température de 301°C.
Le gaz de synthèse sortant de H301 est ensuite refroidi à environ 157°C dans un
réchauffeur d’eau d’alimentation chaudière H302 ; le gaz sortant de cette dernière avec de
l’eau condensée entre dans le séparateur V303 où l’eau et envoyée vers l’unité de
récupération des condensats de procédé.
Le gaz saturé s’écoule vers le rebouilleur H610 de l’unité de distillation de méthanol V601
où le gaz est refroidi à environ 142°C avec condensation de l’eau.
Le gaz de synthèse sortant du rebouilleur H610, contient encore de l’eau qui est séparée du
gaz dans un deuxième séparateur V605 et renvoyée vers l’unité de récupération des
condensats ; le gaz s’écoule ensuite vers un réchauffeur d’eau d’alimentation H303 où il est
refroidi à environ 126°C.
11
Chapitre I
Le réchauffeur H303 est monté au-dessus du réfrigérant final H304, le mélange gaz / eau
s’écoule vers le bas du réfrigérant H304 où la chaleur est échangée avec de l’eau de
refroidissement, réduisant la température du gaz à environ 40°C.
Le gaz de synthèse refroidi sort de l’échangeur H304 avec de l’eau condensée et pénètre
dans un troisième séparateur V302 où l’eau est éliminée et renvoyée vers l’unité de
récupération des condensats.
I.4.2.4 Compression du gaz de synthèse
Le gaz de synthèse est comprimé d’une pression de 18 bars à la pression de la boucle de
synthèse qui est de l’ordre de 50 bars dans un compresseur de synthèse centrifuge K401 à
deux étages.
Le gaz sortant de K401 est mélangé avec du gaz sortant du séparateur de méthanol V502 à
une température égale à 50°C.
Le mélange gazeux passe ensuite dans un recycleur K402 où il est comprimé à une
pression égale à 50 bars et une température égale à 57°C.
I.4.2.5 La boucle de synthèse
La boucle de synthèse est la section de l’unité où une partie du gaz de synthèse est
convertie en méthanol.
Le gaz sortant du recycleur K402 s’écoule vers l’échangeur H501 où il est réchauffé
jusqu’à 232°C par le gaz sortant du réacteur V501 à une température de 263°C. Celui-ci est
refroidie alors jusqu’à une température de 126°C.
Le gaz préchauffé pénètre dans le réacteur V501 à une pression de 50 bars.
Le V501 est un récipient cylindrique vertical contenant 4 lits de catalyseur à base de cuivre
où se passent les réactions de synthèse du méthanol :
CO + 2H2
CH3OH
CO2 + 3H2
CH3OH + H2O
CO2 + H2
CO + H2O
(
)
(
(
La température du catalyseur dans toutes les parties du est supérieure à 210
(I.5)
)
)
(I.6)
(I.7)
. Le gaz
chaud sortant de la base de ce réacteur V501 s’écoule ensuite vers le coté tube de l’échangeur
12
Chapitre I
H501 ou il est préchauffé l’alimentation du réacteur tout en étant lui-même refroidi a une
température d’environ 126
. Le gaz s’écoule ensuite vers le condenseur de méthanol H502
ou il refroidi a environ 31
par échange de chaleur avec de l’eau de refroidissement. A ce
niveau, la plus grande partie du méthanol est condensé sous forme liquide. Le mélange
constitué de gaz du méthanol liquide s’écoule ensuite vers le séparateur de méthanol V502 ou
le liquide est séparé du gaz.
Le gaz recyclé sec s’écoule pour se joindre au gaz de synthèse produit pénétrant dans la
boucle complétant ainsi le circuit de la synthèse du méthanol.
I.4.2.6 Détente et stockage du méthanol brut
La pression du méthanol brut condensé à 31
dans le séparateur de méthanol V502 est
réduite à 5 bars. Dans le ballon de flash du méthanol V503 ou la plupart du gaz dissous se
sépare du liquide et il est éliminé a la partie supérieure du ballon puis renvoyé au collecteur
du gaz combustible pour être brulé dans le four de reforming; le méthanol brut est stocké dans
le réservoir T651.
I.4.2.7 Distillation du méthanol brut
La distillation permet de séparer les constituants ayant des différentes compositions dans
un mélange vaporisable. On peut effectuer la distillation en réduisant la pression à
température constante. Généralement la distillation fonctionne à une pression constante et en
augmentant la température du haut de la colonne jusqu’au en bas.
La plupart des colonnes de distillation utilisée dans l’industrie du pétrole et dans les
industries chimiques et pétrochimiques fonctionnent en continu. Elles sont alimentées en
permanence par une charge dont la composition, le débit et la température sont constants.
Elles produisent en tête un distillat et au fond un résidu dont la composition, le débit et la
température sont également constants. Cette propriété est valable en tout point de
l’appareillage ; seule la pression varie légèrement entre le sommet et le fond, par suite des
pertes de charge dans les étages (plateau) de contact. Pour le procédé de fabrication du
méthanol il y a deux colonnes de distillation : la première destinée à éliminer les produits
légers et la deuxième à éliminer les produits lourds.
I.4.2.7.1Elimination des produits légers
Le méthanol brut est pompé du réservoir de méthanol brut par la pompe P651 au sommet
de la colonne de séparation des produits légers V601 ; cette tour contient quarante-huit
13
Chapitre I
plateaux du type tamis avec des points de prélèvement et des puits thermométrique placé à
intervalles réguliers. Le courant d’alimentation est contrôlé et il est préchauffé de 53 à 78
dans l’échangeur produit d’alimentation / produit de tête H601 par condensation d’une partie
de la vapeur des produits de tête de la tour V601.
La vapeur de tête ne contient qu’une proportion d’eau relativement peu élevée. Par
conséquent, la température de la vapeur correspond pratiquement à la température d’équilibre
du méthanol à la pression au sommet de V601 (1,6 bars) soit 74
La majeure partie de la
vapeur est condensée successivement dans l’échangeur H601 et dans l’aérocondenseur H602.
Les condensats produits dans chacune des unités sont purgés séparément dans le ballon de
reflux V603 la vapeur non condensé est sous refroidi a environ 36
dans l’aérocondenseur
final H603 refroidis à l’eau et enfin purgée dans le ballon de reflux V603.
I.4.2.7.2 Gaz de stripping
Durant la plus grande partie de la vie utile du catalyseur de gaz de synthèse du méthanol,
la concentration des produits légers dans le méthanol brut est faible, et les gaz permanent
dissous dans le liquide sont suffisants pour purger les produits légers du système.
Vers la fin de la vie utile du catalyseur, une quantité plus élevée de produits légers est
produite, et du gaz de stripping supplémentaire pourrait être nécessaire pour l’élimination
efficace des produits légers.
I.4.2.7.3 L’élimination des produits lourds
Les produits lourds sont soutirés de la tour de séparation des produits légers et sont admis
dans la tour de séparation des produits lourds (V602) par la pompe alimentaire de la tour de
séparation des produits lourds (P604). Les pressions du sommet et du fond de la tour doivent
être respectivement de 1,53 et 1,95 bars durant le fonctionnement.
La vapeur de méthanol est soutirée du sommet de la tour à environ 75 , condenseur de
tête H605, refroidi à l’air et le condensat formé est récupéré dans le ballon de reflux V604 le
méthanol final est soutiré de la tour, le produit est refroidi jusqu'à 50
environ dans un
réfrigérant de méthanol final H607, et par de l’eau passe dans le réservoir du méthanol raffiné
T625 A et B ayant chacun une capacité de stockage du produit d’environ 12 heures ; les
alcools lourds ont tendance à se concentrer au fond de la tour de séparation des produits
lourds.
14
Chapitre I
L’eau est récupérée au fond de la colonne tandis que le méthanol purifié au minimum à 99,
85
est soutiré en tête de colonne. Les alcools lourds sont soutirés au voisinage du fond de
colonne.
I.4.2.8 Production de la vapeur d’eau par récupération d’énergie
L’unité méthanol est conçue de telle façon que la plus grande partie de la chaleur perdue,
est récupérée dans les équipements de production de vapeur, qui se trouvent dans la section
de refroidissement du gaz synthèse.
Cette production permet de faire fonctionner les machines les plus importantes au moyen
de turbines à vapeur et par conséquent d’économiser l’énergie électrique.
Il y a 3 niveaux de pression de vapeur dans l’unité:
 La vapeur HP est produite à 87bars dans le F208.
 La vapeur MP est fournie pour le four de reforming à 29 bars.
 La vapeur BP est fournie pour les rebouilleurs de l’unité de distillation à 4 bars.
15
Chapitre II
Catalyseurs et réacteurs utilisés dans la synthèse de méthanol
II. Catalyseurs et réacteurs utilisés dans la synthèse de Méthanol
II.1 Catalyseurs
Les catalyseurs augmentent les taux des réactions chimiques, mais ne sont pas consommés
dans les réactions. Ils baissent l'énergie exigée pour l'initiation des réactions. Typiquement
plus qu'une réaction chimique arrive dans des réacteurs chimiques. Les catalyseurs peuvent
influencer seulement la réaction désirée et augmenter ainsi la sélectivité du processus.
Des réactions catalysées hétérogènes arrivent sur l'interface à gaz/solide ou liquide/solide.
Ainsi les réactions chimiques réelles sont précédées par la diffusion et l'adsorption des
substances régissantes à la surface et dans les pores des catalyseurs et suivies par la
désorption. La diffusion des substances peut être divisée dans la diffusion externe et interne.
Dans la diffusion externe, les substances régissantes sont transportées à la surface du
catalyseur. Dans la diffusion interne, les substances régissantes sont transportées dans les
pores du catalyseur où l'adsorption a lieu comme les substances qui s’attachent aux sites actifs
du catalyseur. La réaction chimique a lieu dans les sites actifs. Après la réaction, les produits
se détachent par la désorption et se répand par la diffusion interne et externe.
II.1.1 Catalyseurs employés à haute pression
Depuis le début de la synthèse du méthanol industriel dans les années vingt, le méthanol a
été produit à partir de gaz de synthèse en opérant à 250-350 bars et 300-450 °C en utilisant un
système catalytique plus actif constitué d'oxyde de zinc stabilisé par l'oxyde de chrome à base
de cuivre (Cr2O3-ZnO) qui était déjà connu à l'époque. La raison en est que ce catalyseur était
beaucoup plus stable par le soufre et le chlore présent dans le gaz de synthèse à l'époque.
Dans les années cinquante, l’injection du gaz de synthèse a une pureté d’un taux plus élevé
dans de nouvelle génération de catalyseurs à base du cuivre mis en place ont permis, une
activité plus élevée, une meilleure sélectivité et donc amélioration de la production.
II.1.2 Catalyseurs employés à basse pression
Les catalyseurs à basse pression pour la production industrielle de méthanol à partir du gaz
de synthèse ont été frayés un chemin par (ICI) aujourd’hui Johnson Matthey en 1966, qui à
découvert un procédé de préparation des catalyseurs suffisamment stables. Ce catalyseur à
base d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc a été stabilisé thermiquement par de l'alumine.
17
Chapitre II
Pour l'application de ce catalyseur, le gaz de synthèse doit être essentiellement exempt de
composés de soufre et de chlore (H2S \ 0,1 ppm). Outre la performance et les avantages ainsi
commerciaux du nouveau système de catalyseur, la percée de l'utilisation de ce système de
catalyseur a été induite par les nouveaux systèmes de purification et les nouvelles
technologies de reformage qui ont été développés en même temps et remplir la pureté
d'alimentation nécessaire. La synthèse du méthanol en utilisant ce système de catalyseur très
actif peut être réalisée à 220 à 230 C et 50 bars, ce qui évite le vieillissement provoqué par le
frittage du cuivre à des températures de réaction élevées. La grande sélectivité du nouveau
catalyseur fourni une pureté de méthanol [99,5%]. En outre, en raison de la faible température
de fonctionnement du nouveau procédé, la formation de sous-produits (par exemple l'éther de
diméthyle, des alcools supérieurs, des composés carbonylés et de méthane) a été
significativement réduite.
La qualité du catalyseur Cu / ZnO / Al est déterminée par la composition optimale des
composants de métal, la température de précipitation, le pH utilisé pour la précipitation, le
temps de vieillissement, température de vieillissement et de la séquence d'additions de sels
métalliques.
II.1.3 Catalyseurs à base de Zirconium
Le zirconium a été reconnue comme un matériau de support intéressant pour les
catalyseurs à base de cuivre, car il a été montré pour améliorer l'activité des catalyseurs pour
la synthèse du méthanol à partir de CO et de CO 2 à la fois [Fisher et al. 1997, Fisher et al.
1998, Jung et al. 2002, Yang et al. 2006 Pokrowsky et al. 2006] ont étudié l’utilisation du
catalyseur Cu/ZrO2. Ils ont constaté que l’activité du catalyseur est fortement dépendante de
la phase du ZrO2. Ceci a également été rapporté par Liu et al. (2005), qui a étudié les
catalyseurs à base de cuivre avec l'ajout de nanocristallin Zr. Yang et al. (2006) ont comparé
un catalyseur Cu / ZnO soutenu par Zr du catalyseur Cu / ZnO pur. Ils ont présenté que la Cu /
ZnO avec le soutien Zr a montré la forte activité et la sélectivité en CO et CO2, en particulier
le CO2. Ces chercheurs ont remarqué que la conversion et la sélectivité ont été plus élevées
avec le catalyseur Zr soutenue.
Fisher et al. (1997) ont étudié le catalyseur Cu/SiO2 avec addition de Zr. Ils ont
expérimenté le catalyseur avec différentes charges de Zr et ont constaté que l'augmentation du
Zr dans le chargement a augmenté le taux de synthèse du méthanol. L'effet a été constaté à
être plus importantes pour hydrogénation du CO que pour l'hydrogénation de CO2. Ils ont
18
Chapitre II
également remarqué que la sélectivité maximale en méthanol est obtenue avec des charges Zr
intermédiaires. Fisher et Bell (1998) ont comparé Cu/SiO2 et Cu/ZrO2/SiO2 dans
l'hydrogénation de CO. Ils ont également étudié le mécanisme de l'hydrogénation du CO sur
des catalyseurs appliqués, ils ont constaté que le taux de synthèse du méthanol est renforcé
avec le catalyseur avec Zr. Schilke et al. (1999) ont étudié les mêmes catalyseurs, mais aussi
examiné les catalyseurs avec plus Ti. Ils ont trouvé que l'addition de Ti a une influence
similaire à l'addition de Zr.
Słoczyński et al. (2004) ont comparé l'utilisation Cu, Ag et Au dans les catalyseurs pour la
synthèse du méthanol. Les catalyseurs étudiés sont de M / (3ZnO ⋅ ZrO2) à partir de Cu, Ag
ou Au. Ils ont découvert que le catalyseur de Cu a montré la plus haute activité dans la
synthèse du méthanol. Ils ont conclu que la synergie entre le Cu et le support est apparent et
avantageux pour la synthèse du méthanol.
Zhang Y. et al. (2006) ont expérimenté Cu/γ-Al2 O3 et Cu /Zr/γ-Al2O3 catalyseurs. Ils ont
étudié l'influence de la température de réaction, la vitesse spatiale et le rapport molaire de
H2/CO2 à la synthèse du méthanol. Ils ont remarqué que la présence de Zr dans le catalyseur
permet d'améliorer les performances catalytiques. Ils ont également remarqué que la basse
température, vitesse spatiale élevée et le rapport molaire approprié de H 2/CO2 sont avantageux
pour la synthèse du méthanol. Pokrowsky et al. (2006) ont étudié l'influence de l'addition de
Ce à l'oxyde de Zr. Ils préparés et testés catalyseurs Cu/CexZr 1-xO2 avec différentes teneurs
en Ce. Ils ont remarqué que l'addition de Ce a augmenté l'activité du catalyseur pour la
synthèse du méthanol.
II.1.4 Catalyseurs à base de Pd
A température élevée, d'un catalyseur Cu / ZnO se désactive rapidement durant la synthèse
du méthanol. Les catalyseurs Pd supportés ont été étudiés et ont montré à être plus stable.
Fujitani et al. (1995) ont développé un catalyseur de Pd/Ga2O3 qui est comparable à l'activité
du catalyseur Cu / ZnO classique. Ga2O3 a un effet positif sur le catalyseur supporté.
Bonivardi et al. 2000 ont expérimenté son addition avec Pd/SiO2 Ga avec de bons résultats.
Kim et al. (2003) ont étudié l'influence des méthodes de préparation des catalyseurs Pd –
ZnO et
ils ont trouvé la meilleure structure de catalyseur et méthodes proposées pour
l'obtention d’une telle structure.
19
Chapitre II
Tsubaki et Fujimoto (2003) ont étudié l'effet de différents additifs d'oxyde de catalyseur Pd
supporté. Dans leurs expériences, Pd supporté par CeO2 a montré la forte activité et longue
durée de vie pour la synthèse du méthanol à partir du CO2. Ils ont également remarqué que
La2Û3 et TiO2 ont montré des résultats similaires. Zhang Q. (2006) a utilisé un Pd supporté
Cr / catalyseur de ZnO sur leurs expériences. L'addition de Pd amélioré l'activité et la
sélectivité du catalyseur pour la synthèse du méthanol à partir de gaz de synthèse. Chiavassa
et al. (2008) ont étudié un catalyseur Ga promu Pd/SiO 2 et l'influence des produits de la
réaction à son activité. Ils présenté que le CO et H 2O a des effets néfastes sur l'activité et la
sélectivité du catalyseur appliqué.
II.1.5 D'autres catalyseurs
Maack et al. (2003) ont étudié la synthèse du méthanol à partir de CO sur un catalyseur à
base de Cu avec l'addition de potassium. Ils ont remarqué que le potassium agit comme un
promoteur pour la production de méthanol et que le catalyseur préparé était sélectif pour le
méthanol. Ils ont découvert que le CO2 a un effet négligeable sur la performance du catalyseur
avec le régime de pression appliquée. D’autres chercheurs ont étudié Pt-bases catalyseurs. Ils
ont préparé deux catalyseurs, l'un avec Pt, W et SiO 3 et l'autre avec Pt, Cr et SiO3, et ont
trouvé leur très actifs et sélectifs pour la synthèse du méthanol à partir de CO 2. Cependant,
l'utilisation de métaux nobles comme catalyseur n'est pas commercialement faisable.
20
Chapitre II
II.2 Les différents types de réacteurs utiliser dans la synthéase de méthanol
II.2.1 Introduction
La section la plus importante du procédé de synthèse du méthanol est le réacteur. Comme
la réaction de synthèse est fortement exothermique, la tâche principale du réacteur est de
contrôler la température. Les technologies de réacteurs qui ont été largement utilisés dans les
établissements commerciaux se répartissent en deux catégories; plusieurs réacteurs à lit de
catalyseur et de convertisseurs de lit simple.
II.2.2 Réacteur adiabatique
II.2.2.1 Réacteur de Quench
Un réacteur de trempe (Quench) est constitué d'un certain nombre de lits catalytiques
adiabatiques installés en série dans une enveloppe de pression (Figure II.1). En pratique,
jusqu'à cinq lits de catalyseur ont été utilisés. La charge d'alimentation entrant dans le réacteur
est divisé en plusieurs fractions et distribué aux plusieurs lits de catalyseur. Le réacteur de
trempe n'est pas adapté pour les plantes de grande capacité.
Gaz de quench
Gaz de synthèse
Méthanol brut
Figure II.1 : Réacteur de Quench
21
Chapitre II
II.2.2.2 Réacteur avec échange de chaleur intermédiaire
Contrairement à un réacteur de trempe, dans un réacteur adiabatique avec des lits fixes
placés en série avec un refroidissement entre les réacteurs (figure II.2). Le refroidissement
peut se faire par de préchauffage à haute pression, préchauffage de l'alimentation dans le
premier réacteur. Le système de réacteur adiabatique dispose de bonnes économies d'échelle.
Simplicité mécanique contribue à faible coût d'investissement.
Gaz de synthèse
Méthanol brut
Figure II.2 : Réacteur avec échange de chaleur intermédiaire
II.2.3 Réacteur Lurgi refroidi à l'eau (BFR)
Le Lurgi est un réacteur tubulaire. Les tubes sont remplis de catalyseur et entourée par
l'eau bouillante ou du gaz circulant entre le côté calandre du réacteur, la chaleur de réaction
est éliminé par l'eau bouillante ou du gaz à l'extérieur des tubes. Par conséquent, un état de
quasi-isotherme est maintenue dans le système, ce qui assure un taux de conversion élevé et
élimine le risque de surchauffe de catalyseur.
22
Chapitre II
Deuxième réacteur
refroidie avec gaz de
synthèse
Premier réacteur
refroidie avec l’eau
Vapeur saturé
Alimentation de l’eau bouillant
L’entré du
gaz
Support du
catalyseur
L’entré
de la
vapeur
Méthanol
brut
L’entré du
gaz de
synthèse
Figure II.3 : Réacteur Lurgi
Pour les plantes à grande échelle (au-dessus d'environ 3000 T /jour de méthanol), la
réaction est divisé en deux étapes de conversion (Figure II.3). Le gaz est comprimé à la
pression choisie entre (50 – 105 bars) par un compresseur de gaz de synthèse et préchauffé à
la température d'entrée requise (230-240 °C) du premier réacteur de méthanol. Ce dernier
est un réacteur WCR (water cooled reactor) à eau bouillante. Le gaz de la réaction entrant
dans ce réacteur est très réactif et une surchauffe du catalyseur doit être évitée. Dans le second
réacteur, le gaz de réaction prétransformé est introduit dans un réacteur refroidi à gaz. (Gaz de
synthèse pour préchauffer)
La conversion finale en méthanol est réalisée à des températures de fonctionnement continu
réduit le long de la voie de réaction. La température de la réaction en diminuant fournit une
23
Chapitre II
force d'entraînement permanent pour la conversion de méthanol. La chaleur de réaction est
utilisée pour préchauffer le gaz d'entrée du réacteur à l'intérieur des tubes pour le premier
convertisseur de méthanol. Le gaz de sortie du réacteur est refroidi.
II.2.3.1 Avantages du réacteur Lurgi
Les principaux avantages du système de réacteur combinés sont les suivants:

Le rendement élevé de conversion du gaz de synthèse

Le taux de recyclage est d'environ la moitié

La réduction du volume de catalyseur

Étendue de vie du catalyseur

Possibilité de très grandes capacités unique trains

Faible coût d'investissement
II.2.4 Réacteur de méthanol « Casale » (refroidissement à plaque)
Casale méthanol réacteur (Lugano-Besso, Suisse), ce type de réacteur se compose d'un
seul lit catalytique. Les plaque d’une forme de losange (lozengeshaped)’’ sont émergée dans
le lit catalytique pour la distribution de l’eau de refroidissement.
Ce réacteur est pseudo isotherme, dans lequel les surfaces de transfert de chaleur sont des
plaques au lieu des tubes. Une combinaison de différents fluides de refroidissement est
également possible. Ceci élimine les points chauds à l'intérieur du lit et permet d'utiliser les
lits à très basses températures d'entrée (Figure II.4).
24
Chapitre II
Figure II.4 : Réacteur Cascal
II.2.4.1 Avantages du réacteur Casale

L'élimination de chaleur à partir du lit catalytique peut être contrôlée de façon
indépendante dans les différentes sections du lit. Ainsi, il est possible de faire
fonctionner le réacteur à un profil de température en fonction de la vitesse de réaction
la plus élevée

La chaleur peut être évacuée directement à partir du lit de catalyseur

Le gaz de s'écouler axial-radial à travers les résultats de conversion en très faible chute
de pression

Le fluide de refroidissement s'écoulant à l'intérieur des plaques peut être fraîche gaz
d'alimentation du convertisseur, de l'eau ou un autre fluide de transfert de chaleur

Une capacité de production jusqu'à 7000 T/jour
25
Chapitre II
II.2.5 Le réacteur isotherme Linde
Le réacteur isotherme Linde (Figure II.5) représente l'un des développements les plus
efficaces et réussies du passé récent. L'objectif du développement est la création d'un réacteur
qui offre au moins les avantages d'un réacteur tubulaire. Le catalyseur conduit la chaleur de
réaction à un faisceau de tubes de refroidissement incorporé dans le remblai de catalyseur, ce
qui permet de faire fonctionner le procédé à une température optimale. Il en résulte des
performances plus élevées, des quantités plus faibles de catalyseur, moins de sous-produits
ainsi que la récupération efficace de la chaleur du réacteur à des coûts inférieurs du réacteur.
La chaleur de réaction s'écoule dans un tube de refroidissement enroulé en spirale, qui est
émergé dans le lit de catalyseur. La température est contrôlée par la pression de vapeur. Les
coefficients de transfert de chaleur très élevées sur le côté de catalyseur, qui sont obtenus par
la technique à écoulement transversal, à réduire la zone de refroidissement nécessaire.
Vapeur
Sortie d’eau
Alimentation de l’eau
bouillant
L’entré
du gaz
synthèse
L’entré
dudegaz
de
synthèse
Méthanol brut
L’entré d’eau
Figure II.5 : Réacteur Linde isotherme
26
Chapitre II
II.2.5.1Principaux avantages de réacteur isotherme Linde:

Le réacteur isotherme Linde présente la plus grande quantité de catalyseur par unité de
volume de réacteur de tous les réacteurs isothermes. Dans le cas de la synthèse de
méthanol, selon les conditions du procédé, d'une capacité allant jusqu'à 4000 tonnes
par jour peut être obtenue. Le réacteur isotherme Linde est actuellement utilisé dans
huit usines de méthanol.

Ce réacteur présente les avantages d'un réacteur tubulaire tout en évitant
simultanément les problèmes de tension de la chaleur d'un réacteur à tube droit.

Cela se traduit par de meilleurs rendements, moins de sous- produits ainsi que
l'efficacité de récupération de la chaleur de réaction et des coûts de réaction plus
basses.

Chute de pression inférieure dans le réacteur.

Moins de variations de température.

Durée de vie accrue de catalyseur.

Bande étroite de différences de température dans le lit de catalyseur du réacteur.
27
Chapitre II
II. CATALYSEURS ET REACTEURS UTILISES DANS LA SYNTHESE DE METHANOL .............................................. 17
II.1 CATALYSEURS ........................................................................................................................................... 17
II.1.1 Catalyseurs employés à haute pression........................................................................................... 17
II.1.2 Catalyseurs employés à basse pression ........................................................................................... 17
II.1.3 Catalyseurs à base de Zirconium..................................................................................................... 18
II.1.4 Catalyseurs à base de Pd ................................................................................................................ 19
II.1.5 D'autres catalyseurs ....................................................................................................................... 20
II.2 LES DIFFERENTS TYPES DE REACTEURS UTILISER DANS LA SYNTHEASE DE METHANOL ..................................................... 21
II.2.1 Introduction ................................................................................................................................... 21
II.2.2 Réacteur adiabatique ..................................................................................................................... 21
II.2.2.1 Réacteur de Quench ................................................................................................................................ 21
II.2.2.2 Réacteur avec échange de chaleur intermédiaire ..................................................................................... 22
II.2.3 Réacteur Lurgi refroidi à l'eau (BFR)................................................................................................ 22
II.2.3.1 Avantages du réacteur Lurgi .................................................................................................................... 24
II.2.4 Réacteur de méthanol « Casale » (refroidie à plaque) .................................................................... 24
II.2.4.1 Avantages du réacteur Casale .................................................................................................................. 25
II.2.5 Le réacteur isotherme Linde .......................................................................................................... 26
II.2.5.1Principaux avantages de réacteur isotherme Linde: .................................................................................. 27
28
Chapitre III
Cinétique de la synthèse du méthanol
III. Cinétique de la synthèse du méthanol
III.1 Introduction
Pour pouvoir calculer et dimensionner un réacteur destiné à une transformation chimique il
est nécessaire de disposer d’une équation de vitesse de réaction. Devant l’impossibilité
d’obtenir des informations utilisable à partir de considération purement théorique, il est
indispensable de recourir à l’expérience pour établir une expression mathématique de la
vitesse et, si possible, un mécanisme fournissant une image du phénomène chimique et
apportant des renseignements sur l’importance relative des diverses étapes du processus.
Lorsque la réaction met en jeu des gaz et solide intervenant comme catalyseur. L’étude à
petit échelle peut également avoir pour but d’estimer les qualités de ce catalyseur.
III.2 Cinétique de la synthèse du méthanol
Un ensemble détaillé de réactions dérivé des données théoriques et expérimentales est
utilisé comme base pour développer le modèle cinétique équilibré pour la synthèse de
méthanol et la réaction d’hydrolyse sur un catalyseur à base de Cu/Zn/Al2O3. Des données
expérimentales obtenues à partir des installations fonctionnant à des températures de 180 à
280
et de 15 à 80 bars, sont plus tard utilisées pour l’évaluation des paramètres dans le
modèle proposé.
Un grand nombre d’équations cinétiques ont été proposées. Généralement, ce mécanisme
réactionnel peut être basé sur trois réactions principales qui sont l’hydrogénation de CO 2 et de
CO ainsi que la réaction d’hydrolyse (RWGS), selon les réactions suivantes :
CO + 2H2
CH3OH
(
)
(III.1)
CO2 + 3H2
CH3OH + H2O
(
)
(III.2)
CO2 + H2
CO + H2O
(
)
(III.3)
29
Chapitre III
III.3 Les différents model cinétique
III.3.1 Cinétique de Leonov et al.(1973)
Leonov et al. (1973) ont été les premiers à modéliser la cinétique de synthèse de méthanol
sur un catalyseur Cu/Zn/Al2O3 leur modèle à également supposé que le CO est la source du
carbone du méthanol et n’ont pas expliqué l’influence du CO2 dans l’alimentation :
(
)
(III.1)
Tableau III.1 : Conditions opératoires utilisées par Lenove et al. (1973)
Catalyseur
CuO-ZnOAl2O3
Réactions
(1)CO +2H2
CH3OH
T
P
Type de
[°K]
[bar]
réacteur
498 -523
40- 56
Adiabatique
III.3.2 Cinétique de Klier et al.(1982)
Klier et al. (1982) n’ont pas considéré uniquement que le CO est la seul source, mais
toujours la plus importante du carbone en méthanol. La variation expérimentale du rapport
PCO/PCO2, à des conditions fixes de pression totale et de concentration d’hydrogénation a
indiqué un maximum dans la vitesse de synthèse. Ils ont justifié la diminution de la vitesse à
un rapport PCO/PCO2 faible et adsorption forte de CO2, alors qu’aux rapports élevés une
réduction excessive du catalyseur à lieu. Le rapport du nombre de sites actifs oxydés et de
sites inactifs est uniquement déterminé par le rapport P CO/PCO2 à travers le mécanisme
oxydoréduction, dont lequel l’équilibre est caractérisé par la constant Kred.
Ils ont supposé une adsorption compétitive entre le CO2 et le CO ou l’H2, et ils ont
quantifié l’hydrogénation directe de CO2 par l’ajout d’un terme empirique, ceci à mené à
l’équation suivante :
30
Chapitre III
(
(
)
(
⁄
(
))
(III.2)
)
(
)
(III.3)
Tableau III.2 : Conditions opératoires utilisées par Klier et al. (1982)
Catalyseur
Réactions
Flux
T
P
Type de
[mol %]
[°K]
[bar]
réacteur
75
CuO-ZnO
(1)CO +2H2
CH3OH
CO : 0-30
498 -
30-70 métaux
(2)CO2+3H2
CH3OH+H20
CO2 : 0-30
523
atomique %
(3)Ared+CO2
Aox+CO
Adiabatique
H2 : 70
III.3.3 Cinétique de Villa et al.(1985)
Villa et al.ont compris qu’une modélisation complète et approfondie du système de
synthèse de méthanol devrait également impliquer une description de la réaction d’hydrolyse
et de ce fait ils ont pris comme hypothèse que l’hydrogénation du CO est le seul chemin
conduisant au méthanol ils ont proposé la cinétique suivante :
⁄
(
(III.4)
)
(III.5)
31
Chapitre III
Tableau III.3 : Conditions opératoires utilisées par Villa et al. (1985)
Catalyseur
Réactions
Type de
réacteur
CuO-ZnO-
(1) CO2+3H2
CH3OH+H20
Al2O3
(2) CO2+ H2
CO+H20
Adiabatique
III.3.4 Cinétique de Graaf et al. (1988)
Graaf et al. (1988) ont considéré les trois réactions d’hydrogénation de CO et de CO 2 en
plus de la réaction d’hydrolyse par le travail d’Herman et al. (1982) ils ont proposé un
mécanisme sur deux sites distincts, adsorbant le CO et le CO2 sur le premier site et
l’hydrogène et l’eau sur le deuxième site.
La formation du méthanol à partir de CO et CO2 se produit par hydrogénation successive,
plus la réaction d’hydrolyse qui se déroule séparément.
Ils ont supposé que les phénomènes d’adsorption et désorption sont en équilibre et prenant
chaque étape élémentaire dans chacune des trois réactions globales à son tour comme vitesse
déterminante, il en résulte 48 modèles possibles. La discrimination statique a permis de
sélectionner l’ensemble d’équations finales suivant :
⁄
(
(
(
)(
(
(
(
⁄
(
)(
⁄
)
(
⁄
32
)
)
(III.6)
(III.7)
)
⁄
⁄
⁄
⁄
))
⁄
(
))
⁄
⁄
⁄
)(
(
⁄
(
(
⁄
⁄
))
⁄
)
)
(III.8)
Chapitre III
Tableau III.4: Conditions opératoires utilisées par Graff et al. (1988)
Catalyseur
Réactions
Flux
T
P
Type de
[mol %]
[°K] [bar] réacteur
483
-
CuO-ZnO-
(1)CO +2H2
CH3OH
CO : 0-22
Al2O3 Haldor
(2)CO2+3H2
CH3OH+H20
CO2 :2.1-26.1
15-
Tubulaire
50
518
TopsØe
(3) CO2+ H2
CO+H20
H2 : 67.4-90
MK 101
Tableau III.5 : Paramètres du modèle de la cinétique équilibré selon Graff et al.
⁄
⁄
A
B
1,660e5
-93925
7,210 e17
-215130
8,520 e-1
43425
9,010 e-12
92138
3,150 e-5
34053
2,710 e-12
103030
2,391 e-13
98388
1,068 e2
-39683
2,554 e-11
58705
III.3.5 Cinétique de McNeil et al. (1989)
McNeil et al. (1989) ont utilisé un réacteur pour examiner la cinétique de synthèse de
méthanol sur une vaste gamme de rapports H2/CO/CO2
sur un catalyseur à base de
Cu/Zn/Al2O3
Ce modèle prend en considération tant monoxyde de carbone que réactions
d'hydrogénation de dioxyde de carbone. Il inclut aussi le rôle de dioxyde de carbone comme
un inhibiteur de production de méthanol.
Dans le développement du modèle cinétique, les suppositions suivantes ont été faites :
33
Chapitre III
1. Adsorption dissociative de la molécule d’hydrogène.
2. Le nombre des sites qui contiennent des molécules hydrogènes est constant.
3. L'Hydrogène est adsorbé sur ZnO tandis que le monoxyde de carbone et le dioxyde de
carbone sont adsorbés sur le cuivre, où CO2 est adsorbé sur Cu+I sites et CO est adsorbée sur
Cu +II sites.
⁄
(
⁄
⁄
)
⁄
*
⁄
⁄
⁄(
)+
⁄
(III.9)
Tableau III.6 : Conditions opératoires utilisées par McNeil et al. (1989)
Catalyseur
Réactions
T [°K]
CuO-ZnO-
(1)CO +2H2
CH3OH
Al2O3
(2)CO2+3H2
CH3OH+H20
(3) CO2+ H2
CO+H20
483 -513
P
Type de
[bar]
réacteur
28- 44
Tubulaire
III.3.6 Cinétique de skrzypek et al. (1991)
Skrzypek et al. (1991) ont présenté l'équation cinétique Langmuir-Hinshelwood-type pour
la synthèse de méthanol basse pression. Ils ont utilisé un catalyseur commercial polonais,
CuO (60 %)-ZnO (30 %)-Al2O3 (7,5 %) dans leur étude. Ils ont constaté que la synthèse de
méthanol favorise le CO2 au lieu de CO comme une source carbonique. Ainsi ils ont basé leur
modèle cinétique sur les réactions (III. 2) et (III. 3). Pour ce faire, Skrzypek et al.ont exécuté
deux ou trois expériences simples.
Quand ils ont utilisé la charge constituée uniquement du CO2 et H2 le méthanol se formé
sans difficultés. En outre, la sélectivité de la synthèse a été très élevée. Des essaies avec le
CO et H2 en absence de CO2 et H2O été infructueux. Skrzypek et al.ont proposé la cinétique
suivante :
34
Chapitre III
[
[
(
)
(
)
](III.10)
](III.11)
Tableau III.7 : Conditions opératoires utilisées par Skrzypek et al. (1991)
Catalyseur
CuO-ZnO-
Réactions
(1) CO2+3H2
Flux
CH3OH
Al2O3
62-30-7%
(2) CO2+ H2
CO+H20
T
P
Type de
[mol %]
CO : 0-20
460
30-
CO2 : 5-35
550
90
Tubulaire
H2 : 10-80
Pois
Tableau III.8 : Paramètres du modèle de la cinétique équilibré selon Skrzype et al.
A
B
3 e9
-104700
2,50 e9
-104700
4,930 e-16
75400
4,340 e-14
75400
1,380 e-14
75400
3,450 e-14
75400
1,090 e-15
29300
2,391 e-13
98388
1,068 e2
-39683
35
Chapitre III
III.3.7 Cinétique de Coteron and Hayhurst (1994)
Coterón et Hayhurst (1994) ont étudié la synthèse du méthanol en faisant varier la
concentration de CO2 tout en maintenant constant le rapport H2/CO dans le flux
d'alimentation. Ils ont utilisé des catalyseurs amorphes de composition suivante : Cu70Zr30 et
Cu70Zn30 (en indice indique atome pour cent). Pour le catalyseur de Zr, le taux de synthèse du
méthanol a augmenté avec l'augmentation de la teneur en CO 2 dans la charge. Une légère
diminution du taux de synthèse a été observée avec la teneur en CO 2 supérieure à 10% en
moles. Pour le catalyseur Cu / Zn, la diminution du taux de synthèse a été observé lorsque la
teneur en CO2 a dépassé 2% en moles. Les équations cinétiques obtenues par Coterón et
Hayhurst sont les suivantes:
de H2 et CO :
⁄
(III.12)
⁄
de H2, CO et CO2 :
⁄
(III.13)
⁄
Tableau III.9 : Conditions opératoires utilisées par Coterón et Hayhurst. (1994)
Catalyseur
Cu70Zn30
Réactions
(1) CO2+3H2
Flux
CH3OH+H20
et
Cu70Zr30
(2) CO2+ H2
CO+H20
P
Type de
[mol %]
CO : 10-40
473
CO2 : 0-10
523
H2 : 40-70
36
T
10
Tubulaire
Chapitre III
Tableau III.10 : Paramètres du modèle de la cinétique équilibré selon Coterón et Hayhurst.
A
B
3,717 e-5
5144
5,207 e-1
0
3,579
-1328
1,758
0
2,857 e-3
-1225
III.3.8 Cinétique de Vanden Bussche et Froment (1996)
Vanden Bussche And Froment (1996) ont proposé un schéma détaillé de réaction de
conversion de gaz de synthèse sur un catalyseur à base Cu/Zn/Al2O3. Ils ont considéré que le
CO2 est la source principale du carbone de méthanol. Une description approfondie de ce
système devrait également tenir compte de la réaction d’hydrolyse, procédant le long d’un
mécanisme d’oxydoréduction.
Aux conditions industrielles typiques. Les deux réactions à savoir l’hydrogénation du CO2
pour l’obtention du méthanol et celle d’hydrolyse, se déroulent exclusivement sur la phase
cuivre du catalyseur selon le model suivant :
L’H2 et le CO2 sont adsorbés dissociativement sur la partie active du cuivre, l’oxydation du
CO2 adsorbé sur le cuivre métallique est favorisée par la présence des surfaces oxygénées
(O.s) ou par des espèces alcalines.
Cette oxydation donne des carbonates qui sont rapidement hydrogénés, premièrement en
structure bicarbonate et par la suite aux formiates de cuivre, formaldéhydes, des espèces
méthoxy, et finalement donnent le méthanol. Comme il est montré le coté droite du schéma,
l’étape intermédiaire la plus long dans la synthèse du méthanol sur le cuivre.
Dans les deux étapes d’hydrogénation du CO2 en méthanol, l’oxygène de surface (O.s) est
libéré par les molécules [HCO3.2s, HCO2.2s], cette espèce (oxygène) est également
hydrogénée par les atomes d’hydrogène disponible, résultant des groupe hydroxyles et par la
suite de l’eau, qui se désorbe relativement lentement. En effet, le coté droit du schéma décrit
la réaction d’hydrolyse, qui se déroule selon un mécanisme d’oxydoréduction. Dans cet ordre
37
Chapitre III
de réaction, l’adsorption dissociative du CO2 est la vitesse limitante, comme il à été montré
par Nakamura(1995) et al. (1990), Fujita et al. (1995 ) et Ernst et al (1992 ) (Figure
III.1).
CO2
+ s + O.s
+s
CO3 .2s
O.s + CO
H.s + CO3 .2s
HCO3 .2s + s
HCO3 .2s + s
HCO2 .2s + O.s
H.s + HCO2 .2s
H2CO.s + O.s + s
H.s + H2CO.s
H3CO.s + s
H.s + H3CO.s
CH3OH + 2s
S : site actif
O.s + H.s
OH.s + s
OH.s + H.s
H2O.s + s
H2O.s
H2O + s
2H.s
H2 + 2s
Figure III. 1: Mécanisme réactionnel de synthése de méthanol selon Vanden Bussche et
Froment (1996)
Figure III. 2
montre les différentes étapes de réaction élémentaires à considérer et
présente la nomenclature des constantes d’équilibre
et les constantes de vitesse
correspondant.
Les constantes d’équilibre
et
sont déterminées thermodynamiquement. Les valeurs
ont été prises par Graff et al. (1986) :
(
⁄
)
(III.14)
38
Chapitre III
H2(g) + 2s = 2H-s
(
CO2(g) + s = O-s + CO(g)
(
,
CO2(g) + O-s + s = CO32-s
(
)
CO32-s + H-s = HCO32-s + s
(
)
HCO22-s + H-s = H2CO2-s + s
(
) rds
H2CO22-s = H2CO-s + s
(
)
H2CO-s + H-s = H3CO-s + s
(
)
H3CO-s + H-s = CH3OH(g) + 2-s
(
)
OH-s + H-s = H2O-s + s
(
)
H2O-s = H2O(g) + s
(
)
rds
)
rds : l’étape limitante de la vitesse
Figure III. 2 : Schéma réactionnel des étapes élémentaires de la réaction de la
synthèse de méthanol et la réaction inverse d’hydrolyse
√
(III.15)
(III.16)
(III.17)
(
⁄
)
⁄
(
(
⁄
))
(III.18)
⁄
(
(
(
⁄
(
⁄
)
√
))
(III.19)
)
√
39
Chapitre III
Tableau III.11 : Conditions opératoires utilisées par Vanden Bussche et Froment (1996)
Catalyseur
Réactions
Flux
[mol %]
CO : 0-30
CuO-ZnOAl2O3
(1) CO2+3H2
CH3OH+H20
CO2 : 0-30
H2 :70
(2) CO2+ H2
T
P
Type de
453-
15-
553
51
Tubulaire
Pco2/Pco: 0-4.1
CO+H20
Tableau III.12 : Paramètres du modèle de la cinétique équilibré selon Vanden Bussche
et Froment
√
A
B
0.499
17197
3453.38
0
1.07
36696
1.22 e10
-94765
6.62 e-11
124119
2,391 e-13
98388
2,554 e-11
58705
III.3.9 Cinétique de Setne et Levec (2001)
Setinc et Levec (2001) ont étudié la cinétique de synthèse de méthanol dans un réacteur
parfaitement agité. Ils ont utilisé un catalyseur à base de Cu/ZnO/Al2O3 et ils ont proposé un
modèle pour la synthèse de méthanol en phase liquide selon le mécanisme LangmuirHinshelwood pour décrire les étapes élémentaires sur la surface de catalyseur. Ces auteurs ont
remarqué que la production de méthanol dans la phase liquide est proportionnelle uniquement
à la concentration de CO2. Ils ont aussi remarqué que la production de l'eau est significative.
40
Chapitre III
Les conditions de fonctionnement utilisées dans cette étude sont présentées dans le Tableau
III.13 et les équations cinétiques proposées par Setinc et Levec (2001) sont comme suit :
(
)
(
)
(
)
(III.20)
(III.21)
Tableau III.13 : Conditions opératoires utilisées par Setinc et Levec. (2001)
Catalyseur
Réactions
Flux
T
[mol %]
[°K]
P
[bar] réacteur
CuO-ZnO-
(1)CO +2H2
CH3OH
CO : 10-20
473 -
34-
Al2O3
(2)CO2+3H2
CH3OH+H20
CO2 : 10-20
513
41
CO+H20
H2 : 60-80
(C79—5GL ;Sϋd (3) CO2+ H2
Type de
Sulurry
en phase
liquide
Chemie AG)
Tableau III.14 : Paramètres du modèle cinétique équilibré selon Setinc et Levec.
A
B
9,25 e13
-82250
3,91 e7
-54640
1,32 e2
9550
III.3.10 Cinétique de Lim et al. (2009)
Récemment, Lim et al. (2009) ont effectué une étude approfondie the la synthèse de
méthanol en supposant que CO et CO2 s’adsorbaient sur des sites différents de Cu et que l'eau
s’adsorbait sur un site de ZnO. Ils ont constaté que le taux d'hydrogénation du CO 2 était plus
lent que le taux d'hydrogénation de CO, ce qui a diminué le taux de formation de méthanol,
mais étant donné que le CO2 diminue la vitesse de réaction d’hydrolyse, cette dernière qui
peut entrainer une diminution de la production de DME (Diméthyle éther), un sous-produit à
partir de méthanol. Il a donc été conclu que le taux de production de méthanol peut être
indirectement renforcé par la recherche d'une concentration optimale de CO2.
41
Chapitre III
Ils affirment être la première étude entre les différents ceux ayant déclaré le rôle du CO 2
dans la synthèse du méthanol, ce qui suggère un mécanisme cinétique relative CO et les
réactions d'hydrogénation de CO2 Ils revendiquent être la première étude rapportant le rôle de
CO2 dans la synthèse de méthanol, suggérant un rapport de mécanisme cinétique CO et des
réactions d'hydrogénation de CO2.
Dans une étude plus récente (2010), les mêmes auteurs ont utilisé le modèle cinétique
développée pour évaluer l'effet de la fraction de dioxyde de carbone sur le rendement en
méthanol, ils ont également mis au point une stratégie d'optimisation pour maximiser la
vitesse de production de méthanol en prenant la fraction du CO2 et le profil de température en
compte.
⁄
(
)
(
(III.22)
)
⁄
(
(
)⁄
)(
⁄
(
(
(III.23)
)
)(
)⁄
(III.24)
)
Tableau III.13 : Conditions opératoires utilisées par Lim et al. (2009)
Catalyseur
CuO-ZnO-
Réactions
Flux
T
[mol %]
[°K]
CH3OH
CO : 10-20
503 -
CH3OH+H20
CO2 : 10-20
553
(3) CO2+ H2
CO+H20
H2 : 60-80
(4)2CH3OH
CH3OCH3+H2O
(1)CO +2H2
Al2O3 –ZrO2 (2)CO2+3H2
42
P
Type de
[bar] réacteur
50
Tubulaire
Chapitre III
III.4 Conclusion
Après avoir passé en revu tout les modèles cinétique, nous avons choisi celui de Vanden
Bussche et Froment (1996) pour le dimensionnement des nouveaux réacteurs Lurgi et Lind, le
critère de notre choix est la disponibilité des données.
43
Chapitre IV
Dimensionnement du réacteur
IV Dimensionnement du réacteur
IV.1 Introduction
Le problème de conception peut être abordé à différents niveaux de sophistication en
utilisant différentes modèles mathématiques. Dans les cas d'intérêt industriel, il n'est pas
possible d'obtenir des solutions analytiques, mais la plus simple des modèles dans des
conditions de fonctionnement isotherme. Toutefois, les procédures numériques peuvent être
utilisées pour prédire les compositions des effluents en fonction de différentes méthodes.
Nous considérons d'abord les équations fondamentales qui doivent être respectées par tous
les réacteurs à lit catalytique sous différentes contraintes de transfert d'énergie, puis discuter
de certains des modèles les plus simples de comportement du réacteur. Ces discussions sont
limitées à des pseudos conditions de fonctionnement en régime permanent (l’activité du
catalyseur est présumée être sensiblement constante pour les temps qui sont long par rapport
au temps de fluide de séjour dans le réacteur). Les modèles de réacteurs à lit fixe peuvent être
classés en deux manières différentes. Une base réside dans le nombre de coordonnées
spatiales employées dans les équations utilisées pour décrire le modèle. Un des modèles
tridimensionnels prennent en compte les variations de la composition et de la température en
fonction de la longueur du réacteur, tandis que les deux modèles dimensionnels permettent
également la variation de ces propriétés dans la direction radiale. Un deuxième fondement de
la catégorisation des modèles de réacteurs réside dans la manière dont on envisage que la
réaction doit être distribué dans le lit du catalyseur. En ce sens, les modèles sont considérés
soit comme pseudo homogène ou hétérogène. Pour les modèles pseudo homogènes, on
envisage les réactions se déroulent dans tout le volume du réacteur pour éviter les espaces
mort.
Le présent travail est basé sur une technologie d’un réacteur de type Lurgi. Un modèle
pseudo homogène a été utilisé à la fois pour les procédures employés dans la conception de ce
réacteur, dans ce modèle, les hypothèses suivantes ont été adoptées pour le dimensionnement
du réacteur à écoulement piston (PFR):

Diffusion axiale négligeable: la dispersion de l'espèce dans le réacteur n'est pas
considérée

Particule catalytique homogène: aucun gradient de température ou de concentration à
l'intérieur de la particule.

Réactions secondaires négligeables en raison de la sélectivité élevée du catalyseur.
45
Chapitre IV
IV.2 Equations du modèle
IV.2.1 Bilan matière
Les équations de bilan matière sur les composants de la réaction étudiée dans ce travail sont
les suivantes :

(IV.1)

(IV.2)

(IV.3)

(IV.4)

(IV.5)

j=
(IV.6)
Avec j = CH3OH, H2O, CO2, H2, CO, N2, CH4.
IV.2.2Bilan thermique
Dans la conception du réacteur, il est important de décrire en termes quantitatifs, les
processus de transfert de chaleur qui ont lieu dans le réacteur. Dans la conception des
réacteurs homogènes, on suppose généralement que le mélange radial est suffisamment rapide
pour que toute la résistance au transfert de l'énergie soit concentrée sur la paroi et que le
transfert de chaleur peut être décrit par un seul coefficient de transfert de chaleur. Cependant,
dans des réacteurs à lit fixe, les grains de catalyseur inhibent radial mélange du fluide, et des
gradients importants de température peuvent exister à la fois dans les directions radiale et
axiale.
Ce dernier procédé est décrit en termes de conductivité thermique efficace qui amalgame
des contributions d'un certain nombre de mécanismes de transfert de chaleur. Tant ce
paramètre et du coefficient de transfert de chaleur de la paroi peuvent être estimées sur la base
des corrélations qui résument vaste expérimentation dans ce domaine.

(
(
)
(
46
))
(IV.7)
Chapitre IV
IV.2.3 Chute de pression
Pour simplifier une analyse préliminaire de la conception du réacteur, les ingénieurs
supposent souvent que la chute de pression dans un réacteur est négligeable et a peu
d'influence sur les exigences de taille de réacteur. Cependant, il ya des situations dans la
conception du réacteur où il est important d'examiner les conséquences de la chute de
pression, en particulier lorsqu'il s'agit de l'écoulement des fluides compressibles dans un
réacteur à lit fixe ou fluidisé. En raison de son importance dans une grande variété
d'opérations de génie chimique, de s'écouler à travers un garnissage a été étudiée par de
nombreux chercheurs. Des corrélations qui sont représentée par l'équation d'Ergun (1998):
Equation d’Ergun :
(
)[
⏞
(
)
⏞
]
(IV.8)
IV.3 Les propriétés thermodynamiques
IV.3.1Estimation de la viscosité du mélange gazeux
Les viscosités des substances pures en phase vapeur ont été calculées en utilisant les
corrélations présentées sur le Vert et Perry, 2007. Viscosité vapeur du mélange a été calculée
en utilisant la méthode de Wilke rapporté sur Poling, Prausnitz et Connell, 2001.

(IV.9)
*

Où
(
)
⌈ (
et
(
)
+
(IV.10)
)⌉
sont les viscosités des constituants,
constituants, et
est la viscosité du mélange gazeux.
47
et
sont les masses molaires des
Chapitre IV
IV.3.2Estimation de la conductivité thermique
La conductivité thermique de substances pures en phase vapeur ont été calculées en
utilisant les corrélations présentées sur le vert et Perry, 2007. La conductivité thermique du
mélange a été calculé selon la méthode Mason et Saxena rapporté sur Poling et al, 2001:

Avec
(IV.11)
est la conductivité thermique des constituants.
IV.3.3Estimation de la capacité thermique

(IV.12)

(IV.13)
IV.3.4Estimation de l’enthalpie des réactions
(
(


)
)
(IV.14)
(IV.15)
IV.4 Corrélations du coefficient globale d’échange thermique
Dans la littérature il existe plusieurs corrélations et méthodes de calcule du coefficient
globale d’échange thermique. Nous avons choisit la méthode de Froment and Birchoff (1990)
qui été suggérée comme une technique d’estimation de cette grandeur, cette corrélations
stipule que le transfert de chaleur ce fait entre la paroie et le gaz, et entre le gaz et le
catalyseur, et également entre la paroie et le fluide de refroidissement. Ils ont obtenues une
équation analytique reliant les différents phénomènes
thermiques cette relation est la
suivante :

(
)

(

(
⁄
⁄
(
)
(
(
⁄
⁄
)
(IV.16)
)
(IV.17)
)
(IV.18)
)
48
Chapitre IV
La conductivité qui relie les deux phases et les coefficients de transfert thermiques
peuvent être calculée par les corrélations suivantes :

⁄
*(
(
⁄
)
⁄
)(
⁄
(
)
)
(
(
)+

⁄
⁄
)) (
(IV.19)
⁄
(
(IV.20)
)


(IV.21)
(IV.22)

(IV.23)
(

⁄
⁄

(
)
⁄
(IV.24)
)
(IV.25)
Calcule de nombre de Reynolds et Prandtl :

(IV.26)

(IV.27)

(IV.28)

⁄
(
(

(

(IV.29)
)
⁄ )
(
⁄ )
(


⁄ ) )
(IV.30)
(IV.31)
(IV.32)
(
(IV.33)
)

(IV.34)
49
Chapitre IV
IV.5 Calcul et résultats
Pour résoudre ce système d’équations différentielles par méthode numérique nous avons
utilisé le logiciel de calcul POLYMATH qui offre une solution rapide
IV.5.1 Présentation du logiciel POLYMATH
POLYMATH est un logiciel de calcul éprouvée qui a été créé spécifiquement pour un
usage éducatif et professionnel. Les différents programmes de Polymath permettent à
l'utilisateur d'appliquer des techniques efficaces d'analyse numérique lorsqu’un problème
interactif surgit. Les résultats sont présentés sous forme de tableaux et graphes pour faciliter le
travail. Le logiciel POLYMATH traite les équations différentielles ordinaires (ODE), il est
doté aussi d’un solveur d'équation non linéaire.
Nous avons regroupé dans le tableau ci-dessous les débits molaires partiels qui
interviennent dans la boucle de synthèse de méthanol. Nous avons intégrés ces donnes dans le
logiciel polymath avec les équations des bilans matières et de cinétique ainsi que leurs
constantes d’équilibre à 523°K et 51 bars.
Tableau IV.1 : Débits d’alimentation des constituants
N2
Débit à l’alimentation
(mol/sec)
209,13
CO
255,42
CO2
228,65
CH4
580,55
H2
4303,10
Débit totale
5576,85
Les composants
IV.5.2 Résultats et discussion
Le logiciel Polymath permet de représenter les résultats sous forme de tableaux et sous
forme graphique. Nous avons choisie cette dernière forme pour discuter les résultats et pour
plus de précision les résultats tabulés sont regroupés dans l’ANEXE (C).
50
Flux (mol/sec)
Chapitre IV
W (Kgcat)
Figure IV.1 : Variation des flux des réactifs et des produits de la réaction en fonction du
poids de catalyseur
La production du méthanol dépend essentiellement du débit de la charge du gaz de synthèse
et de la quantité du catalyseur. Ainsi, on peut constater sure la figure (IV.1) la diminution des
réactifs (CO2, CO), en fonction de la masse de catalyseur. Ces deux réactifs servent à la
production de CH3OH et H2O. Cependant, on remarque sur la figure (IV.1) que la conversion
du CO2 et CO en méthanol est pratiquement inchangée à partir d’une certaine quantité du
catalyseur. Il semble donc qu’une masse de 35 Tonne de catalyseur est suffisante pour
atteindre le maximum de taux de conversion (voir détaille des chiffres en Annexe C).
51
Flux (mol/sec)
Chapitre IV
W (Kgcat)
Figure IV.2 : Variation du flux de l’hydrogène en fonction de la quantité du catalyseur
La figure (IV.2) montre la diminution du flux de l’hydrogène de 4303.1 mol/sec jusqu’a 3400
mol/sec. Ainsi, ce flux diminue lorsque la conversion en méthanol augmente.
52
Vitesse de réaction (mol/ Kgcat sec)
Chapitre IV
W (Kgcat)
Figure IV.3: Variation de la cinétique (équations III.18 et III.19) en fonction du poids de
catalyseur
D’après la figure (IV.3) une augmentation de la quantité du catalyseur toute en gardant un
débit du gaz de synthèse suffisamment élevé permet de stabiliser la cinétique à partir d’une
certaine masse de catalyseur. Ceci permet au réacteur d’augmenter le taux de production du
méthanol en sortie.
IV.5.3 Calcule du volume du réacteur et le nombre de tube
Certaine donné sont spécifique et ils sont imposé par le constructeur, dans notre cas le
réacteur de type Lurgi a des spécifications qui sont les suivantes : les valeurs des diamètres
des tubes internes et externes et la hauteur du réacteur.
53
Chapitre IV
Tableau IV.2 : Paramètre de réacteur de type Lurgi
35 Tonne
7m
44,5 mm
48,5 mm
1750 kg / m3
0,5
1923
0,843
5,3e-3
4,18e-3
20,0e-3
493
Pour une masse de 35 000 Kg de catalyseur, nous avons les dimensions suivantes :
Volume du réacteur :

(
)
(
)
= 40 m3
Volume des tubes :

=
*(
) *7 = 10887e-6 m3
Nombre des tubes :

=
= 3675
54
Chapitre IV
IV.5.4 Calcule du coefficient globale d’échange thermique
Pour permettre de représenter le profile de température a partir de l’équation du bilan
thermique il est indispensable de calculer le coefficient globale d’échange thermique en
utilisant la méthode de Froment and Birchoff (1990)
= 7,185 * 5,3e-3 *

= 163,1e-7 *

*(
)(
(
)) (
(
(
)
)
(
)
)+
= 5,852 e-4

⁄
(
=
)
(
)
= 2,135 e-4




⁄
(

⁄


(
⁄
)
(
⁄
(
)
)
(
(
⁄
)
)
55
(
)
(
)
)
Chapitre IV
2,89
(

⁄
(
⁄
)
)
(
)
(
(
)
)
2,27

(
)
(
)
(
)
T (°K)
0,185
W (Tonne)
Figure IV.4 : Variation de la température en fonction du poids de catalyseur
Etant donné que la réaction progresse le long du réacteur, une augmentation progressive de la
température du réacteur peut être observée en raison de la nature exothermique de la réaction.
D’après la figure (IV.4),
le profil de température du réacteur montre une augmentation
progressivement de 513K à 526K. Nous remarquons qu’à partir de 526°K, un équilibre
thermique s’établi et la température du réacteur se stabilise vers une masse de catalyseur de 5
tonnes.
56
Pression (bars)
Chapitre IV
W (Kg)
Figure IV.5 : Variation de la pression en fonction du poids de catalyseur
D’après la figure (IV.5) la chute de pression est de 1 bars et n’influe pas sur la production du
méthanol donc on peut dire que cette chute n’est pas significative.
Tableau IV.3 : Les dimensions finales du réacteur
Volume total
40 m3
Nombre de tube
3675
Quantité de catalyseur
35 Tonne
La hauteur
7m
IV.6 Réaction avec apport de CO2 : Redimensionnement du réacteur
Dans le cadre de la réalisation d’un projet d‘une ligne de transfert du CO2 provenant d’une
source extérieure pour augmenter la production du méthanol, nous avons redimensionné le
nouveau réacteur avec un nouveau débit d’alimentation qui contient le débit CO 2 injecté.
57
Chapitre IV
Cette étude est réaliser pour confirmer la théorie de Vanden Bussche et Froment (1997) et
d’autre chercheur lorsque ils ont considérer que le CO2 est la source principale du carbone de
méthanol. Le complexe CP1/Z propose un débit de CO2 provenant du complexe SORFLT
(Figure IV. 6) à une pression de 1,5 bars et T = 315°K, le tableau suivant regroupe le débit
ainsi que la composition :
Tableau IV.4: Débit et composition du courant provenant du complexe SORFLT
Les composants
Composition molaire
CO2
99,89
N2
0,01
H2
0,1
Débit Totale
110 T/h
A l’aide du logiciel Hysys nous avons eux les résultats suivant en ce qui concerne le débit
d’alimentation, le tableau suivant présente les débits molaires :
Tableau IV.5: Débits d’alimentation des constituants
Les composants
Débit molaire (mol/sec)
N2
209,20
CO
255,42
CO2
922,87
CH4
580,55
H2
4303,38
Débit totales
6271,42
58
Chapitre IV
Figure IV.6 : Schéma de simulation retenue par le simulateur Hysys
Nous avons dimensionné le nouveau réacteur en suivant les même étapes de calcule toujours à
l’aide du logiciel polymath, les résultats sont présenter graphiquement et les tableaux sont
présent dans l’ANEXE (C).
Flux (mol/sec)
IV.6.1 Résultats et discussion
W (Kgcat)
Figure IV.7 : Variation des débits en fonction du poids de catalyseur
59
Chapitre IV
D’après la figure (IV.7) l’injection du CO2 dans le gaz d'alimentation permet d’augmenter la
production de méthanol, les résultats peuvent être interprétés conformément à la théorie des
chercheurs concernant le mécanisme des réactions de synthèse de méthanol. Comme il a été
mentionné dans le chapitre précédant, la théorie appliqué qui a reçu plus de soutien est que la
réaction de synthèse de méthanol progresse exclusivement avec l’oxyde de carbone (CO2).
Nous remarquons que le débit molaire du méthanol dans la configuration proposée est
supérieur au débit du réacteur précédant. La figure ci-dessus (IV.7) montre que la formation
du méthanol à un débit plus important que le débit précédant (400 moles/sec au lieu de 350
Vitesse de réaction (mol/ Kgcat sec)
moles/sec) pour une quantité de catalyseur de 42 tonnes.
W (Kgcat)
Figure IV.8 : Variation de la cinétique en fonction du poids de catalyseur
D’après la figure ci-dessus (IV.8), l’activité de la cinétique à augmenter significativement.
Ainsi, l’injection du CO2 a un effet positif sur la cinétique. La vitesse entraîne une
augmentation correspondante de la production de méthanol.
60
Chapitre IV
IV.6.2 Calcule du volume et le nombre de tube
Pour une masse de 42 000 Kg de catalyseur, nous avons les dimensions suivantes :
Volume du réacteur :

(
)
(
)
= 48 m3
Volume des tubes :

=
*(
) *7 = 10887e-6 m3
Nombre des tubes :

=
= 4409
U = 0.184 (voir les calcule dans l’Annexe (c))
Tableau IV.6 : Les dimensions finales du réacteur
Volume total
48 m3
Nombre de tube
4409
Quantité de catalyseur
42 Tonne
La hauteur
7m
61
Chapitre IV
IV.7 Calculs par simulation
IV.7.1 Introduction
La conception d’une unité de production chimique est une opération complexe qui
demande des moyens financiers et humains conséquents. Dans le contexte actuel, un procédé
industriel doit répondre à trois critères : la sécurité, l’économie et l’environnement.
Ainsi, lorsqu’un nouveau procédé est développé, le rôle de l’ingénieur consiste à trouver le
système le plus adapté, non seulement en termes d’efficacité et de sécurité, mais aussi de cout
et de rentabilité pour la fabrication du produit.
A ce titre, la simulation peut être d’une aide bien précieuse en prenant en charge et en
traitant ce problème, surtout lorsque de nombreuses variable sont en jeu (diversité des
composants, complexité des interactions, non linéarité des phénomènes, etc.).
IV.7.2 Présentation du logiciel de simulation « Aspen Technology »
Aspen Technology, est un fournisseur mondial de solutions logicielles d'optimisation des
processus intégrés et de services professionnels pour les industries de process. AspenTech
propose un ensemble complet de solutions visant à intégrer et optimiser les processus
couvrant
l'ingénierie,
l'exploitation
des
centrales
et
la
gestion
de
la
chaîne
d'approvisionnement à l'échelle de l'entreprise. Depuis sa création en 1981, AspenTech a
appliqué le processus savoir-faire technique pour modéliser les processus de la chaîne de
fabrication et d'approvisionnement.
L'entreprise a conçu aspenONE, sa suite logicielle intégrée, afin d'optimiser l'ingénierie de
clients, la fabrication et les opérations de la chaîne d'approvisionnement. D'un point de vue
technique, aspenONE fournit un cadre d'intégration basée sur des standards qui unifie les
modèles, des données et des applications sur le portefeuille de produits. Du point de vue du
marché, des solutions aspenONE sont conçus pour répondre aux besoins spécifiques de
chaque segment de marché vertical ils servent. Une partie de la stratégie d’AspenTech avec
aspenONE est de profiter d'une tendance de l'industrie vers une intégration plus étroite des
processus et de la normalisation.
62
Chapitre IV
IV.7.3 Résultats de simulation
Rappelons que notre objectif est de comparer la quantité de méthanol calculé par Polymath
et celle obtenue par simulation figure (IV. 9), le logiciel permet de représenter les résultats
sous forme de tableaux et sous forme graphique. Nous avons choisie cette dernière forme
pour discuter les résultats et pour plus de précision les résultats tabulés sont regroupés dans
l’ANEXE (C).
Figure IV. 9 : Schéma de simulation retenu par le simulateur Aspen
63
Chapitre IV
Figure IV.10 : Variation de la température en fonction de la hauteur du réacteur
Le profil de la température du côté du tube est représenté dans la Figure (IV.10). Comme
prévu, en raison de l'exothermicité de la réaction le profil de la température indique une
augmentation de celle-ci de l’entée du réacteur jusqu’à une hauteur de 0,75 mètre puis elle se
stabilise 255 K. Ainsi à deux dégrées prés les résultats obtenus sont similaire à celles calculés
par le logiciel Polymath.
64
Chapitre IV
Figure IV.11 : Variation de la température de refroidissement en fonction de la hauteur du
réacteur
D’après la Figure (IV.11) la température de refroidissement augmente progressivement de
235°C jusqu’à 250°C, cette augmentation est due à l’échange thermique entre le gaz et le
fluide de refroidissement côté calandre du réacteur.
IV.8 Dimensionnement du réacteur Linde
Le réacteur Linde représente une technologie moderne et très secrète, après plusieurs jours de
recherche sur le net nous avons obtenue certaine information en ce qui concerne les donnés de
désigne du réacteur et les tubes de refroidissement ces inforations sont les suivantes :
Hauteur du réacteur : 7 m
Diamètre des tubes de refroidissement : 10 mm
La distance en les tubes : 52 mm
IV.8.1 Résulatats du dimensionenement
Nous avons choisit une méthode mathématique pour estimer le nombre de tube et leurs
longueur. En raison de manque de corrélation dans la littérature concernant le
dimensionnement de ce réacteur, nous proposons la méthode suivante :
65
Chapitre IV
Catalyseur
dtub = 10 mm
S1
Tube
d = 52 mm
S2
d /2
dtub
d /2
Figure IV.12: section des tubes de refroidissement
(

(IV.35)
(


)
)
(
(
(IV.36)
)
(IV.37)
)
DR
LR
Figure IV.13 : Section de réacteur

(IV.38)

(IV.39)

(IV.40)
66
Chapitre IV


(IV.41)
√
(IV.42)

(IV.43)

(IV.44)

(IV.45)
Tableau IV.3 : Résultats de dimensionnement
Avec les débits réels
Apport du CO2
67
Chapitre IV
IV.9 Désactivation du catalyseur
La diminution de l'activité et la sélectivité d'un catalyseur au cours du temps est un
problème fréquent dans les procédés catalytiques industriels. Il a été considéré comme un
processus inévitable, mais il peut être ralentie ou empêchée et certaines de ses conséquences
peut être évitée. La prévention de la dégradation de catalyseur pose des défis importants dans
la conception et l'exploitation d'une unité à grande échelle. Tous les catalyseurs se désactivent
et perdent de leur efficacité avec le temps. Cependant, la durée de temps peut aller de
quelques secondes à plusieurs années. Une courte durée de vie ne signifie pas nécessairement
que le catalyseur ne sera pas utilisé. Généralement, si le catalyseur est sujet
d’une
désactivation lente (Figure IV.14), comme mesure compensatoire, la température peut être
augmentée, ce qui peut affecter le catalyseur.
Figure IV. 14: Processus de désactivation du catalyseur avec le temps
IV.9.1 Les causes de la désactivation d’un catalyseur
La désactivation de catalyseur de Cu /Zn /Al2O3 est causée par un empoisonnement
chimique et frittage thermique. Des composés de soufre, de chlore et de métaux lourds
agissent en tant que poisons pour le catalyseur. Le frittage est une transformation à l'état
68
Chapitre IV
solide qui se produit à des températures élevées et qui est promu par l'eau. En fonctionnement
normal, seul le frittage se produit, parce que les poisons de catalyseur sont éliminées du gaz
de synthèse au début du processus. La littérature sur le frittage est essentiellement qualitative.
Le but de cette section est d'examiner la littérature sur la désactivation du catalyseur Cu /Zn
/Al2O3 de comprendre les mécanismes de frittage du catalyseur et d’appliquer un bon modèle
mathématique de ce processus à notre nouveau réacteur de type Largi proposé pour la
synthèse du méthanol. .
IV.9.1.1Effet de la température
Le cuivre est la phase active dans le catalyseur. L'oxyde de zinc joue un rôle important
dans la stabilisation des cristaux de cuivre (Skrzypek et al. 1994). Le frittage de cuivre se
produit lentement à des températures typiques pour la synthèse du méthanol, et le frittage de
l'oxyde de zinc peut également se produire. Le frittage se produit par la migration d'atomes ou
de cristaux de plus grande agglomération. Cela conduit à une augmentation de la taille des
cristaux et une diminution de la surface active. Le frittage augmente de façon exponentielle en
augmentant la température (Sattereld 1980, Holmen 1996). En fonctionnement normal, le
catalyseur se désactive lentement et a une durée de vie de plusieurs années ( Skrzypek et al.
1994, Kung 1992).
Plusieurs études expérimentales de frittage du catalyseur Cu /Zn / Al2O3 ont été effectuées.
Supp (1981) signale dans un article de Lurgi (20 ??) que le cuivre cristallise à des
températures supérieures à 270 °C, ce qui provoque la désactivation sévère et une diminution
de la sélectivité. Roberts et al. (1993) ont mesuré une augmentation de la taille des cristaux de
cuivre de l’ordre de 75 Å à 100 Å à 250 . La formation de l'oxyde de zinc n'a pas été
observée. Une corrélation a été trouvée entre la taille des cristaux de cuivre et la surface BET.
Dans une étude par Kung (1992), le frittage de l'oxyde de zinc est également signalé. Les
mesures aux rayons X ont montré que le frittage de cuivre a lieu à des températures
supérieures à 227
. Le frittage de l'oxyde de zinc a été mesuré au-dessus de 300 . La
croissance de cristaux d'oxyde de zinc a contribué au frittage de cuivre.
Ladebeck (1993) stipule que le frittage du cuivre et de l'oxyde de zinc est possible. Selon
son article, le frittage conduit à la destruction à la fois des pores et la matrice du matériau, par
conséquence il se produit une perte de la surface active.
69
Chapitre IV
En résumé, les résultats expérimentaux montrent que le frittage de cuivre dans le catalyseur
commence à 190-227 . A des températures plus élevées, de 270 à 300 , le processus
devient plus sévère et le frittage de zinc peut également se produire.
IV.9.1.2 Effets de la réaction du gaz de synthèse
L’excès de CO2 et de l'eau ont été signalés comme causes possibles de l'empoisonnement
du catalyseur. Le cuivre est partiellement oxydé en raison de l'oxygène adsorbé et augmente
le taux de dépôt de CO2. L'oxydation partielle des sites actifs du métal de cuivre dépend du
rapport CO2/CO. Il a été observé que le gaz riche en CO2 de l'alimentation conduit à une
vitesse de désactivation plus élevé, mais des études indépendantes ont montré que la présence
de l'eau produite par la réaction de conversion du gaz à l'eau est la cause du frittage (Keskitalo
et al. 2007). Cependant, la cause principale de la désactivation du catalyseur, rapporté en
détail dans la littérature, est le frittage thermique, à cause du mécanisme de transfert de
chaleur dans le réacteur. Le déséquilibre thermique provoque le regroupement des sites de
cuivre par conséquence l'aire effective est réduite (Tijm et al. 2001).

( )
( )
(IV.46)

( )
⁄
(IV.47)
Selon Skrzypek et al. (1994), une concentration de CO2 plus élevée dans le gaz de synthèse
conduit à une sur-oxydation du cuivre, soit par CO2 ou par H2O. Rahimpour et al. (1998)
postulent un mécanisme de désactivation où le CO2 occupe les sites actifs. Ladebeck (1993)
indique que la vitesse de désactivation a été augmentée par un ordre de grandeur lorsque la
teneur en CO2 dans le gaz de synthèse a été augmentée de 3
à 12 . La désactivation n'est
pas causée par le CO2, mais par H2O produite à partir de CO2 dans la synthèse du méthanol ou
de la réaction de conversion inverse. Ceci est démontré expérimentalement en exposant le
catalyseur à H2O et CO2 pur.
IV.9.2 Model mathématique de la désactivation
Le frittage peut généralement être modélisé comme une expression de la loi de puissance :

( )
(IV. 48)
70
Chapitre IV
L'ordre de désactivation, n, varie de 1 à 16 (Skrzypek et al. 1994). Si la migration d'atomes est
le mécanisme dominant n doit être compris entre 2 et 16, la constante de vitesse de
désactivation, Kd, varie en fonction de la température selon l'équation d'Arrhenius:

( )
(
)
(IV. 49)
Un nombre de chercheurs a validé cette relation en utilisant différents catalyseurs et
réacteurs et différentes conditions opératoires. Roberts et al. (1993) ont utilisé Cu/ZnO/Al2O3
dans un réacteur à suspension à gaz fonctionnant à 250
et 53 bars. Ils ont constaté que le
taux de désactivation durant la synthèse du méthanol est du premier ordre. Sahibzada et al.
(1997) et Sun et al. (1999) ont utilisé un réacteur à écoulement interne de recyclage en phase
gazeuse avec du Pd Promu Cu/ZnO/Al2O3 fonctionnant à une température de 250
et une
pression de 50 bars. Au cours de la période initiale de 10 h, une désactivation de l'ordre de n
10 est monté en tant que:

(IV. 50)
où S est la surface de métal actif.
Lovik (2001) a examiné plus de sept modèles de désactivation, dont deux sont énumérés
ci-dessus et il a mis au point son propre modèle en ajustant le modèle de Skrzypek et al.
(1994). Ce dernier a utilisé le réacteur à lit fixe en phase gazeuse. La forme finale de
l'équation du modèle est :

(
(
))
(IV.51)
Les valeurs de Kd et Ed sont respectivement 4.39
et 9.1
J/mol.
Dans ce travail nous avons étudié la désactivation du catalyseur Cu/ZnO/Al2O3 dans le
nouveau réacteur de type Largi en utilisant le modèle de Lovik (2001) et les résultats sont
présenter graphiquement :
71
Activité de catalyseur
Chapitre IV
Temps (ans)
Figure IV.15 : Variation de l’activité du catalyseur en fonction du temps
D’après la figure (IV.10) on remarque que l’activité du catalyseur diminue aux cours de
temps, il de vient pratiquement inactif au bout de 7 ans.
72
Chapitre IV
IV. 10 Conclusion
Pour comparer les résultats obtenus, nous avons dressé le tableau suivant :
Réacteur
actuel Réacteur lurgi
Différence
adiabatique
Rendement
en 3
8.9
5.9 %
du 320 T/j
949.33 T/j
629.33 T/j
du 54 Ton
35 Ton
19
méthanol
Production
méthanol
Quantité
catalyseur utilisé
Volume du réacteur
43
40
Hauteur du réacteur
4.5 m
7m
2.5 m
13°C
18°C
De 5 à 7 ans
2 ans
de 31°C
Différence
température
entre
l’entrée et la sortie
du réacteur
Durée
de
vie
du De 4 à 5 ans
catalyseur
Nous remarquons qu’au point de vue de rendement en méthanol produit au niveau du réacteur
adiabatique, le nouveau réacteur permet un gain de production appréciable évalué à 629,33
Tonne/jour. Ceci confirme l’effet bénéfique de ce nouveau réacteur.
73
Conclusion générale
Conclusion générale
Rappelons que l’objectif assigné à ce travail consistait à résoudre le problème auquel le
complexe CP1/Z est confronté ces dernières années et qui consiste à augmenter le rendement
de la production du méthanol.
Pour mener bien notre étude, nous avons commencé par une recherche systématique de
tous les réacteurs qui ont un meilleur rendement en méthanol, cette recherche devait être
centrée sur certains critères techniques (conservé les mêmes paramètres du complexe CP1/Z).
A l’issue de ce travail exploratoire, il en ressortie que c’est le réacteur lurgi qui constitue la
meilleure solution pour augmenter le taux de production du méthanol.
Le dimensionnement de ce nouveau réacteur a été effectué par deux logiciels : le logiciel
Polymath et le logiciel de simulation Aspen technologie, on a pu déterminer la masse du
catalyseur pour une production maximale en méthanol ainsi que le profile de température dans
le réacteur. Il a été montré que le nouveau réacteur Lurgi avait un rendement meilleur et un
bon contrôle de la température. Les résultats obtenus par les deux logiciels (Polymath et
Aspen technologie) nous ont permet d’affirmer que l’appoint de gaz carbonique frais
provenant du complexe SORFERT engendre une augmentation de la capacité de production
du méthanol.
Enfin, nous avons achevé ce travail par une estimation de la durée de vie du catalyseur
utiliser dans le nouveau réacteur, cette étude à montré que ce catalyseur à une durée
d’exploitation plus élevée par rapport au réacteur en service.
75
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Gaz reforming
PICV
105
PICV
103
Vers bruleur
FRCV
103
ESDV
101
Picv
101
Gaz naturel
V 106
Vers brûleur auxiliaires
LG
F1
101
Picv
102
ESDV
102
pilotes
PICV
101
Blinkting T651A
Blinkting T603
Annexe A.1: Section distribution de gaz naturel
27 b vapeur + 22 b Gaz procédé
27 b M p l
Vapeur
FRCV
102
60 Brûleur
Vapeur humid
S
2
0
1
Vapeur sèche
Pic 201
- 10 mm H 2 O
F 208
ED
F 203
FRCV
101
Z
N
O
P-4
Brûleur
NI
830 °c
F 206
V
1
0
5
- 50 mm H2O
168 Tub
F 205
F 204
V-6
Extracteur
Zone de
radiation
Zone de
convection
V 106
780 °C
H 302
H 301
Annexe A.2: Section de reformage de gaz naturel
820°c
Gaz de sunthese
Du F201
ED
157°C
22 bar
ER
ED
GS
126°C
40°C
375°C
H 301
V 605
H302
V 303
H610
LCV 302
H 303
142°C
H 304
LCV 601
17.5 bar
K 401
40°C
Atm
V 302
Condensat
LCV 403
V 751
Annexe A.3: Section de refroidissement du gaz de synthèse et récupération de l’eau
LCV 301
17,7
Bars
P-2
VERS SYNTHESE
H 304
FR401
GAZ DE SYNTHESE
V302
17,7
Bars
FR403
FICV 404
77°C
52 bars
LICV 301
HP
84 bars
MP2
24 Bars
Q 402
FICV 402
BP
HP
K 402
PICV 401
50 Bars
195 °C
P-2
ESDV 403
FR402
MP1
27 bars
SM
401
50 Bars
37 °C
V-1
Gaz recycler
Annexe A.4: Section de compression du gaz de synthèses
Q 402
VER GAZ DE
PROCECE
EVENT
135 °C
P-42
Recyclé vers
K 402
52 Bars
240 °C
Vapeur HP de
HS – 701
66 atm
Condensats de vapeur
H 503
Gaz
etenchéité
PRCV 501
Flash pot
170 °C
TRCV 502
P-39
60°C
P-41
H 510
Gaz de
purge
135 °C
ER
PICV 501
H 501
36 °C
H 502
PRCV 501
TRCV 503
TRCV 504
V 501
V 503
V 502
270°C
G – S de K 402
65°C
TRCV CO2
P-20
CO2
LICV 501
LICV 501
Annexe A.5: Section de la boucle de synthèse
MÉTHANOL
BRUT
P-39
P-90
63
METHANOL
PRODUIT
P-44
VERS T 652 A/B
V-4
55
P-24
V-8
P-31
H 605A
P-60
P-100 P-88
P-81
40
V-7
V-27
P-43
H 603
50
P-116
P-34
V-26
P-71
P-63
P-80
P-93
48
P-53
H 607
V-11
59
P-10
48
P-4
45
39
40
36
P-115
P-108
33
32
H 602
V-10
P-74
H 605B
35
V 604
32
P-65
31
V-19
P-99
21
E-15
P-23
20
V-14
19
22
P-62
17
V 603
P-86
EAU
REFROIDISSEMENT
18
V-15
17
16
P-35
P-72
H 608
15
V-20
11
P-12
14
10
V-1
13
Fusel oil
Vers T602
12
V-9
11
10
P-37
9
P-67
1
P-113
8
P-104
V-23
7
P-87
P-20
EAU
P-25
REFROIDISSEMENT
V-25
6
5
P-76
P-29
V 601 H 604
E-9
V 605
P-125
P-123
P-2
1
V-6
P-124
V 601
P-109
P-26
P-114
ED
Méthanol
brut
I-1
H 608
P-41
P-110
P-16
V-13
V-24
V-16
V-5
V-17
V-2
P-98
V-18
H 609
P-101
P 602B
P-38
P-32
P-27
P-19
P-121
P-33
P-113
P 604A
P 602A
E-6
P-77
V-21
P 604B
V-22
V-3
P-66
P 605B
P 603A
Annexe A.6: Section de séparation de méthanol brut
P-122
P-57
Hydrazine
morpholine
V 606
2 Bac
ATM
V 702
ATM
CBD
F.S
V 703
Utilité
ATM
V303
FR 705
ATM
V 751
E
AIR
LCV302
PICV 702
PSV
B.P
V302
E-6
P 751 A
P-7
LCV 301A
SM 301
SM 701
SM 702
T753
80%
D’eau
LCV 301B
F 208
H 606 H 503
H 303
LICV 702
P 751 B
G.S
Egout
V 605
P 701 C
QP 701 B
QP 701 A
F 206
FRCV 701
G.S
LCV 601
Annexe A.7: Section d’utilité
H 203
Annexe C.1
Calcule de la capacité thermique
∑
∑
19.80
7.344e-2
-5.602e-5
1.715e-8
44.010
30.87
-1.285e-2
2.789e-5
-1.272e-8
28.010
27.14
9.274e-3
-1.381e-5
7.645e-9
2.016
21.15
7.092e-2
2.587e-5
-2.852e-8
32.042
32.24
1.924e-3
1.055e-5
3.596e-9
18.016
35.39
-2.610e-2
7.000e-5
1.57e-8
28.023
19.25
5.213e-2
1.197e-5
-1.132e-8
16.042
= 4.335
Calcule de la de la viscosité du mélange gazeux
(
Les composants
)
N2
279.4
CH4
180.9
H2
143.4
CO
277.5
CO2
282.6
Calcule de la densité du mélange gazeux
La densité du mélange gazeux à été calculé par le logiciel Hysys :
Calcule de la conductivité thermique
Les composants
Conductivité (W/m °K)
N2
4.146 e-2
CH4
7.323 e-2
H2
2.685 e-1
CO
4.053 e-2
CO2
3.730 e-2
Annexe C.2 : Résultats de calcul par le logiciel Polymath de la masse de catalyseur et des
flux de production
Annexe C. 3 : Résultats de calcul par le logiciel Aspen plus des flux de production
Annexe C.4 : Résultats de calcul par le logiciel Polymath avec apport de CO 2 de la masse
de catalyseur et les flux de production
Annexe C.5: Résultats de calcul par le logiciel Aspen plus des flux de production avec
apport de CO2 de la masse de catalyseur et les flux de production
Annexe C.6: Résultats de calcul par le logiciel Polymath de la désactivation de catalyseur

dimensionnement d`un nouveau reacteur isotherme

Transcription

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