Ilakkia SIREETHARAN Auriane SAINTOT David DEVESA-VELASCO Clémence RIGAUDEAU. Spécialité Ingénierie Chimique NC 882

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Anne-Sophie Dubé
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1 Ilakkia SIREETHARAN Auriane SAINTOT David DEVESA-VELASCO Clémence RIGAUDEAU Spécialité Ingénierie Chimique NC 882 1

2 Sommaire Introduction 1. Bilan matière sous Excel 2. Modélisation sous Hysys 2.1 Lois cinétiques 2.2 Modélisation du procédé 3. Rentabilité du procédé Conclusion 2

3 Introduction Acétone sous-produit de la formation du phénol Objectif procédé alternatif sans benzène à partir de l isopropanol Déshydrogénation catalysée de l isopropanol 2 réactions secondaires : formation de propène et formation de di-isopropyl éther 3

4 4

5 1. Bilan matière sous Excel Procédé : tonnes d acétone par an (soit 8000 h par an) Flux d acétone final : = 6,25 t h = 6250 kg h = 107, 8 kmol h 5

6 1. Bilan matière sous Excel Flux 1 flux initial en IP : F 1 =1000 kmol/h (fixé) flux constitué de 88 % en masse d IP et le reste en eau n IP = 880 = 14,66 mol ; n 60 H 2 O = = 6,67 mol %molaire IP = 14,66 14,66+6,67 = 0,69 % ; %molaire H 2 O = 6,67 14,66+6,67 = 0,31 % donc F1 IP = 0,69 F 1 et F1 H2 O = 0,31 F 1 6

7 1. Bilan matière sous Excel Flux 2 sortie du réacteur Réaction 1 IP AC H2 F1 IP - x x x Réaction 2 2IP DE H 2 O F1 IP 2*0,007x x 2*0,007x Réaction 3 IP AC H2 F1 IP 0,12x 0,12x 0,12x Flux final en sortie du réacteur : 0,813 F1 IP = 0,56F 1 7

8 1. Bilan matière sous Excel Flux 3 eau de lavage F3 H2O = 0,01 donc F3 F2 H2O = F2 AC 0,01 AC Flux 4 et 5 sortie de la colonne de lavage flux 4 : F4 H2 = F2 H2 et F4 PY = F2 PY (totalité des gaz légers) flux 5 : F5 AC = F2 AC F5 DE = F2 DE F5 IP = F2 IP et F5 H2O = F2 H2O + F3 H2O. 8

9 1. Bilan matière sous Excel Séparateur flash phases liq/vap à l équilibre : y i = K i x i K i déterminés à partir d Hysys : - création d un flux de même composition que le 5-0,5 atm - étude de la température optimale phase vapeur majoritaire à 63 C - utilisation des Ki fournis par Hysys : Composé Ki (63 C, 0,5atm) AC 20,12475 water 0,45296 IP 8,15647 DE 4,

10 1. Bilan matière sous Excel Séparateur flash formule utilisée : ncomp (K i 1)z i 1+ K i 1 v i=1 = 0 avec v = V F K i et z i connus v calculé avec le solveur Excel v connu, Flux5 = L + V V et L calculés v V (kmol/h) L (kmol/h) 0, ,759 3,116 10

11 1. Bilan matière sous Excel Flux 6 sous forme vapeur : flux total en 6 = V y i obtenus grâce aux x i calculés dans le flux 7 : y i = K i x i calcul des flux de chaque constituant : F i = y i V Flux 7 v, K i, z i connus x i calculés : x i = z i 1+ K i 1 v calcul des flux de chaque constituant : F i = x i L Flux 8 et 9 distillation parfaite acétone en flux 8, le reste en flux 9 F8 AC = F6 AC ; F9 H2O = F6 H2O ; F9 DE = F6 DE et F9 IP = F6 IP 11

12 1. Bilan matière sous Excel Détermination du flux entrant F1 : flux d acétone produit donné : F8 = 107,8 kmol/h utilisation du solveur Excel pour déterminer F1 F1 = 218,9 kmol/h Récapitulatif des flux (kmol/h) pour F1 = 218,9 kmol/h : IP AC WA DE PY HY Total Flux1 150,48-67, ,09 Flux2 0,45 107,89 87,24 0,22 19,42 107,89 323,10 Flux , ,08 Flux ,42 107,89 127,31 Flux5 0,45 107,89 88,32 0, ,88 Flux6 0,45 107,80 85,29 0, ,76 Flux7 0,01 0,09 3,03 0, ,12 Flux8-107, ,80 Flux9 0,45-85, ,96 12

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14 2.1 Lois cinétiques Modèle thermodynamique : UNIQUAC Lois cinétiques : k 1 = 1, exp 60,000 RT m 3 gas m 3 catalyst. s Valable de 0 à 85% de conversion 14

15 2.1 Lois cinétiques Raisonnement : k AC (k 1 ) pour chaque température k DE = DE AC k AC ln k DE = ln A DE ( 1 RT Ea DE) k x = A exp( Ea RT ) 15

16 2.1 Lois cinétiques Réaction formant du propylène (PE) : Courbe ln(kpy) = f(1/t) de 300 à 400 C : évolution linéaire Courbe tracée sur tout l intervalle de température k 3 = exp( ) RT 16

17 2.1 Lois cinétiques Réaction formant de l éther isopropylique (IP) : réaction de 2 nd ordre k AC valable jusqu à une conversion de 85 % (340 C) k 2 = 8,23 exp( ) RT 17

18 2.1 Lois cinétiques Conversion de 0 à 85% De 300 à 340 C k 1 = exp RT k 2 = exp( ) RT k 3 = 8.24 exp( ) RT Réaction de la synthèse de l éther: ordre fixé à 1 par rapport à l IP Modélisation du procédé 18

19 2.2 Modélisation du procédé Courant 1 (propanol) : 88% massique d isopropanol 12% massique d eau 25 C sous 1 atm flux molaire : 218,9 kmol/h Échangeur de chaleur E-401 : température : 25 C 235 C pression : 1 atm 2,2 atm 19

20 2.2 Modélisation du procédé Réacteur Transfert de chaleur : liquide caloporteur : sel fondu capacité calorifique : 1,56 J/g -1 K -1 coefficient de transfert thermique : 1440 kj.h -1 m -2 K -1 température d entrée du sel fondu : 800 C Réacteur Dimensionnement : conditions imposées : - 0,3m < Diamètre < 4m - Longueur/Diamètre < C < Température < 340 C - Conversion < 85% Lois cinétiques 20

21 2.2 Modélisation du procédé Réacteur Dimensionnement : objectif : définir diamètre, longueur, nombre de tubes et débit du fluide caloporteur conversion peu élevée volume fixé faible : D=0,3m donc L=6m étude de : - T sortie du réacteur ; conversion= f(nombre de tubes) - T sortie du réacteur ; conversion= f(débit du fluide caloporteur) 21

22 Conversion % Température sortie réacteur C Conversion % Température sortie réacteur C 2.2 Modélisation du procédé Réacteur Dimensionnement : Flux du fluide caloporteur : kmol/h Nombre de tubes : Conversion Température sortie conversion (%) T sortie ( C) n tubes Flux liquide caloporteur kmol/h 85% de conversion pour 7 tubes 85% de conversion vers kmol/h 22

23 2.2 Modélisation du procédé Réacteur Dimensionnement : paramètres choisis : 7 tubes avec un débit du fluide caloporteur de kmol/h évolution de la température dans le réacteur : 340 C et 85% de conversion dans le réacteur 23

24 2.2 Modélisation du procédé Courant 2 (sortie du réacteur) : isopropanol minoritaire formation de l acétone, de l eau et de l hydrogène phase vapeur Échangeur E-402 : condensation partielle du flux sortant du réacteur température : 340 C 40 C pression : 1,9 bar 1,5 bar 24

25 2.2 Modélisation du procédé Séparateur V-401 : séparation des gaz légers même pression et température que le flux sortant de l échangeur flux de vapeur : majorité d hydrogène + un peu d acétone Colonne de lavage T-401 : flux de vapeur sortant du séparateur lavé à l eau pour récupérer l acétone débit d eau de lavage : 1 kmol/h à 25 C et 300 kpa gaz légers éliminés moitié de l acétone du flux de vapeur récupéré 25

26 2.2 Modélisation du procédé Mélangeur : mélange flux liquide du séparateur + flux liquide de la colonne de lavage 26

27 2.2 Modélisation du procédé Colonne de distillation T-402 : paramètres imposés : - pression : 1,4 bar - taux de récupération d acétone : 99,5% - pureté de l acétone : 99,9% réalisation d un short-cut : - détermination taux de reflux + nombre d étages - light key in bottom : 0,005 - heavy key in distillate : 0,1 - taux de reflux minimum : 14,53 27

28 2.2 Modélisation du procédé Colonne de distillation T-402 : réalisation : - taux de reflux : 21 - nombre d étages : 10 - purge pour évacuer les gaz légers spécifications : - taux de reflux - fraction de récupération - pureté 28

29 2.2 Modélisation du procédé Colonne de distillation T-402 : convergence de la colonne - pureté de 99,9% difficile à atteindre - diminuer la pression + augmenter le nombre de plateaux convergence avec une pureté de 96,9% et un taux de récupération de 99,5% - paramètres utilisés : Pression d entrée (bar) 1,2 Pression de sortie (bar) 1,4 Nombre d étages 20 Taux de reflux 15 Flux d acétone : 76,55 kmol/h 29

30 30

31 3. Rentabilité du procédé Coût des équipements : 4,5 millions de $ Consommation des équipements : 12 millions de $ /an (8000h/an) Coût des réactifs / gains de la production : Coût des matières premières Produit Prix ($/kg) Débit (kg/h) Conso en 1an (kg) Coût en 1 an ($) IP 0, Revente de la production Produit Prix Débit Production en 1an Gains en 1 an ($) Acétone 0,88 ($/kg) 4404 (kg/h) (t) (kg/h) (t) H2 35 ($/m 3 ) 0,0005 (m3/h) 4 (m3) 140 Procédé non rentable (perte de 40 millions de $ /an) 31

32 Conclusion Simulation préliminaire avec Excel estimations correctes Simulation sous Hysys : convergence avec une pureté de 96,9% et un taux de récupération de 99,5% flux d acétone : 76,55 kmol/h (insuffisant) résultats corrects par rapport au modèle cinétique (températures et conversion respectées) Optimisations possibles meilleures connaissances des cinétiques réactionnelles recyclage de l isopropanol non consommé Apport du projet gestion de projet autonome utilisation d un logiciel de modélisation professionnel 32

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