Transcript 2.2 Modélisation du procédé

Ilakkia SIREETHARAN
Auriane SAINTOT
David DEVESA-VELASCO
Clémence RIGAUDEAU
Spécialité Ingénierie Chimique
NC 882
1
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
Introduction
 Acétone  sous-produit de la formation du phénol
 procédé alternatif
l’isopropanol
 Objectif
sans benzène à partir de
 Déshydrogénation catalysée de l’isopropanol
 2 réactions
secondaires : formation de propène et formation de di-isopropyl éther
3
4
1. Bilan matière sous Excel
 Procédé :
 50 000 tonnes d’acétone par an (soit 8000 h par an)
 Flux d’acétone final :
50000
8000
= 6,25 t h = 6250 kg h = 𝟏𝟎𝟕, 𝟖 𝐤𝐦𝐨𝐥 𝐡
5
1. Bilan matière sous Excel
 Flux 1

flux initial en IP : F1=1000 kmol/h (fixé)

flux constitué de 88 % en masse d’IP et le reste en eau

nIP =

%molaireIP =

donc F1IP = 0,69 × F1 𝑒𝑡 F1H2 O = 0,31 × F1
880
60
= 14,66 mol ; nH2 O =
14,66
14,66+6,67
120
18
= 6,67 mol
= 0,69 % ; %molaireH2 O =
6,67
14,66+6,67
= 0,31 %
6
1. Bilan matière sous Excel
 Flux 2

sortie du réacteur
Réaction
1
Réaction
2
Réaction
3
IP
AC
H2
F1IP - x
x
x
2IP
DE
H2O
F1IP –
2*0,007x
x
2*0,007x
IP
AC
H2
F1IP – 0,12x 0,12x
0,12x
 Flux final en sortie du réacteur : 0,813 × F1IP = 0,56F1
7
1. Bilan matière sous Excel
 Flux 3

eau de lavage

F3H2O
F2AC
= 0,01 donc F3H2O = F2AC × 0,01
 Flux 4 et 5

sortie de la colonne de lavage

flux 4 : F4H2 = F2H2 et F4PY = F2PY (totalité des gaz légers)

flux 5 :
F5AC = F2AC
F5DE = F2DE F5IP = F2IP
et F5H2O = F2H2O + F3H2O .
8
1. Bilan matière sous Excel
 Séparateur flash


phases liq/vap à l’équilibre : yi = K i × xi
Ki 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
4,96588
9
1. Bilan matière sous Excel
 Séparateur flash
ncomp (Ki −1)zi
i=1
1+ Ki −1 v′
= 0 avec v ′ =

formule utilisée :

Ki et zi connus  v’ calculé avec le solveur Excel

v’ connu, Flux5 = L + V  V et L calculés
V
F
v’
V (kmol/h)
L (kmol/h)
0,98417
193,759
3,116
10
1. Bilan matière sous Excel
 Flux 6



sous forme vapeur : flux total en 6 = V
yi obtenus grâce aux xi calculés dans le flux 7 : yi = K i xi
calcul des flux de chaque constituant : Fi = yi V
 Flux 7
𝑧𝑖
1+ 𝐾𝑖 −1 𝑣′

v’, Ki, zi connus  xi calculés : 𝑥𝑖 =

calcul des flux de chaque constituant : Fi = xi L
 Flux 8 et 9


distillation parfaite  acétone en flux 8, le reste en flux 9
F8AC = F6AC ; F9H2O = F6H2O ; F9DE = F6DE et
F9IP = F6IP
11
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 :
Flux1
Flux2
Flux3
Flux4
Flux5
Flux6
Flux7
Flux8
Flux9
IP
150,48
0,45
0,45
0,45
0,01
0,45
AC
107,89
107,89
107,80
0,09
107,80
-
WA
67,61
87,24
1,08
88,32
85,29
3,03
85,29
DE
0,22
0,22
0,21
0,01
0.21
PY
19,42
19,42
-
HY
107,89
107,89
-
Total
218,09
323,10
1,08
127,31
196,88
193,76
3,12
107,80
85,96
12
13
2.1 Lois cinétiques
 Modèle thermodynamique : UNIQUAC
 Lois cinétiques :

k1 = 1,76
× 105 exp
60,000
−
RT
m3 gas
m3 catalyst. s
Valable de 0 à 85% de conversion
14
2.1 Lois cinétiques
 Raisonnement :

kAC (k1) pour chaque température

k DE =

ln k DE = ln ADE − (
DE
×
AC
k AC
1
EaDE)
RT
k 𝑥 = A × exp(−
Ea
)
RT
15
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 = 3226795 × exp(−
85738.733
)
RT
16
2.1 Lois cinétiques
 Réaction formant de l’éther



isopropylique (IP) :
réaction de 2nd ordre
kAC valable jusqu’à une
conversion de 85 % (340°C)
k 2 = 8,23 × exp(−
34253.09
)
RT
17
2.1 Lois cinétiques
 Conversion de 0 à 85%
 De 300 à 340°C
60000
k1 = 176000 × exp −
RT
85738.733
k 2 = 3226495 × exp(−
)
RT
34253.09
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
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
2.2 Modélisation du procédé
 Réacteur  Transfert de chaleur :




liquide caloporteur : sel fondu
capacité calorifique : 1,56 J/g-1K-1
coefficient de transfert thermique : 1440 kJ.h-1m-2K-1
température d’entrée du sel fondu : 800°C
 Réacteur  Dimensionnement :

conditions imposées :
-
0,3m < Diamètre < 4m
-
Longueur/Diamètre < 20
-
300°C < Température < 340°C
-
Conversion < 85%
Lois cinétiques
20
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 :
- Tsortie du réacteur ; conversion= f(nombre de tubes)
- Tsortie du réacteur ; conversion= f(débit du fluide caloporteur)
21
2.2 Modélisation du procédé
 Réacteur  Dimensionnement :
Nombre de tubes : 7
Conversion %
100
335
330
80
325
60
320
315
40
Conversion
Température sortie
310
20
305
0
300
0
5
10
n tubes
15
Conversion %
340
Température sortie réacteur °C
120
120
600
100
500
80
400
60
300
conversion (%)
40
T sortie (°C)
200
20
100
0
0
20000
40000
60000
80000
Température sortie réacteur °C
Flux du fluide caloporteur :
14 500 kmol/h
0
100000
Flux liquide caloporteur kmol/h
 85% de conversion pour 7 tubes  85% de conversion vers 20 000
kmol/h
22
2.2 Modélisation du procédé
 Réacteur  Dimensionnement :


paramètres choisis : 7 tubes avec un débit du fluide caloporteur de
14 500 kmol/h
évolution de la température dans le réacteur :
340°C et 85% de
conversion dans le
réacteur
23
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
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
2.2 Modélisation du procédé
 Mélangeur :

mélange flux liquide du séparateur + flux liquide de la colonne de
lavage
26
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
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
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)
Pression de sortie (bar)
Nombre d’étages
Taux de reflux
1,2
1,4
20
15
 Flux d’acétone : 76,55 kmol/h
29
30
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
0,72
10 270
82 160 000
59 155 200
Revente de la production
Produit
Prix
Acétone
0,88 ($/kg)
H2
35 ($/m3)
Débit
Production en 1an
Gains en 1 an ($)
4404 (kg/h)
35 232 (t)
31 004 160
6250 (kg/h)
50 000 (t)
44 000 000
0,0005 (m3/h)
4 (m3)
140
 Procédé non rentable (perte de 40 millions de $ /an)
31
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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