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

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

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 = 880

60= 14,66 mol ; nH2O =

120

18= 6,67 mol

%molaireIP = 14,66

14,66+6,67= 0,69 % ; %molaireH2O =

6,67

14,66+6,67= 0,31 %

donc F1IP = 0,69 × F1 𝑒𝑡 F1H2O = 0,31 × F1

6

1. Bilan matière sous Excel Flux 2

sortie du réacteur

Flux final en sortie du réacteur : 0,813 × F1IP = 0,56F1

7

Réaction 1

IP AC H2

F1IP - x x x

Réaction 2

2IP DE H2O

F1IP – 2*0,007x

x 2*0,007x

Réaction 3

IP AC H2

F1IP – 0,12x 0,12x 0,12x

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

Séparateur flash

phases liq/vap à l’équilibre : yi = Ki × 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

formule utilisée : (Ki−1)zi

1+ Ki−1 v′

ncompi=1 = 0 avec v′ =

V

F

Ki et zi connus v’ calculé avec le solveur Excel

v’ connu, Flux5 = L + V V et L calculés

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 = Kixi

calcul des flux de chaque constituant : Fi = yiV

Flux 7

v’, Ki, zi connus xi calculés : 𝑥𝑖 =𝑧𝑖

1+ 𝐾𝑖−1 𝑣′

calcul des flux de chaque constituant : Fi = xiL

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 :

IP AC WA DE PY HY Total

Flux1 150,48 - 67,61 - - - 218,09

Flux2 0,45 107,89 87,24 0,22 19,42 107,89 323,10

Flux3 - - 1,08 - - - 1,08

Flux4 - - - - 19,42 107,89 127,31

Flux5 0,45 107,89 88,32 0,22 - - 196,88

Flux6 0,45 107,80 85,29 0,21 - - 193,76

Flux7 0,01 0,09 3,03 0,01 - - 3,12

Flux8 - 107,80 - - - - 107,80

Flux9 0,45 - 85,29 0.21 - - 85,96

12

1. Bilan matière sous Excel

13

Modèle thermodynamique : UNIQUAC

Lois cinétiques :

Valable de 0 à 85% de conversion

14

2.1 Lois cinétiques

k1 = 1,76 × 105 exp −

60,000

RT

m3 gas

m3 catalyst. s

Raisonnement :

kAC (k1) pour chaque température

kDE =DE

AC× kAC

ln kDE = ln ADE − (1

RTEaDE)

15

2.1 Lois cinétiques

k𝑥 = A × exp(−Ea

RT)

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

k3 = 3226795 × exp(−85738.733

RT)

2.1 Lois cinétiques

16

Réaction formant de l’éther

isopropylique (IP) :

réaction de 2nd ordre

kAC valable jusqu’à une

conversion de 85 % (340°C)

k2 = 8,23 × exp(−34253.09

RT)

2.1 Lois cinétiques

17

Conversion de 0 à 85%

De 300 à 340°C

k1 = 176000 × exp −60000

RT

k2 = 3226495 × exp(−85738.733

RT)

k3 = 8.24 × exp(−34253.09

RT)

Réaction de la synthèse de l’éther: ordre fixé à 1 par rapport à l’IP

Modélisation du procédé

2.1 Lois cinétiques

18

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

2.2 Modélisation du procédé

19

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%

2.2 Modélisation du procédé

20

Lois cinétiques

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)

2.2 Modélisation du procédé

21

Réacteur Dimensionnement :

Flux du fluide caloporteur :

14 500 kmol/h

85% de conversion pour 7 tubes

Nombre de tubes : 7

85% de conversion vers 20 000

kmol/h

2.2 Modélisation du procédé

22

300

305

310

315

320

325

330

335

340

0

20

40

60

80

100

120

0 5 10 15

Te

mp

éra

ture

so

rtie

ré

act

eu

r °C

Co

nv

ers

ion

%

n tubes

Conversion Température sortie

0

100

200

300

400

500

600

0

20

40

60

80

100

120

0 20000 40000 60000 80000 100000

Te

mp

éra

ture

so

rtie

ré

act

eu

r °C

Co

nv

ers

ion

%

Flux liquide caloporteur kmol/h

conversion (%) T sortie (°C)

Réacteur Dimensionnement :

paramètres choisis : 7 tubes avec un débit du fluide caloporteur de

14 500 kmol/h

évolution de la température dans le réacteur :

2.2 Modélisation du procédé

23

340°C et 85% de

conversion dans le

réacteur

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

2.2 Modélisation du procédé

24

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

2.2 Modélisation du procédé

25

Mélangeur :

mélange flux liquide du séparateur + flux liquide de la colonne de

lavage

2.2 Modélisation du procédé

26

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

2.2 Modélisation du procédé

27

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

2.2 Modélisation du procédé

28

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 :

Flux d’acétone : 76,55 kmol/h

2.2 Modélisation du procédé

29

Pression d’entrée (bar) 1,2

Pression de sortie (bar) 1,4

Nombre d’étages 20

Taux de reflux 15

30

Coût des équipements : 4,5 millions de $

Consommation des équipements : ≈ 12 millions de $ /an (8000h/an)

Coût des réactifs / gains de la production :

Procédé non rentable (perte de 40 millions de $ /an)

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 Débit Production en 1an Gains en 1 an ($)

Acétone 0,88 ($/kg) 4404 (kg/h) 35 232 (t) 31 004 160

6250 (kg/h) 50 000 (t) 44 000 000

H2 35 ($/m3) 0,0005 (m3/h) 4 (m3) 140

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3. Rentabilité du procédé

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

Conclusion

33