Rapport Final [PDF]

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Dédicaces À MES TRES CHERS PARENTS Vous avez fait de moi ce que je suis aujourd’hui, je vous dois tout. Que ce modeste travail soit le fruit de vos innombrables sacrifices, Puisse Dieu vous accorder santé, bonheur et longue vie. À MON FRERE ET MA SŒUR

À MA FAMILLE

À MES AMIS 

1

Remerciements Au terme de ce travail, je tiens à adresser mes sincères remerciements à tous ceux qui m’ont aidé pour la réalisation de ce projet de fin d’études, et en particulier : Mr. CHAAIR HASSAN mon encadrant pédagogique à FST Mohammedia, pour l’encadrement exemplaire, les conseils directifs ainsi que le soutien et la disponibilité permanents qu’il m’a prodigué tout au long de la période du stage, mes professeurs du département du génie des procédés et environnement pour leur disponibilité, leur écoute et les conseils pertinents qu’ils nous sont prodigué au cours de notre formation ainsi que pour la réalisation de ce travail. Mes sincères remerciements à mon parrain de stage Mr KAMAL KHAMLACH au sein de Pakistan Maroc phosphore, pour ses précieux conseils rendant mon stage très enrichissant. Je tiens aussi à remercier chaleureusement Mr TARIK EL OTMANI, Mr LAROUI, Mr BASSI, Mr El HEDDAOUI, Mr JOURRAIFFI, Mr AIT BAADI ainsi que tout l’autre personnel de l’atelier phosphorique.

2

Résumé  

Le présent travail a comme objet l’étude de l’évaporation sous vide dans le procédé

de

production

d’acide

phosphorique

à

PAKISTAN

MAROC

PHOSPHORIQUE (PMP) afin d’optimiser la consommation de la vapeur d’eau et d’améliorer la productivité. Pour ce faire, on a commencé ce travail par un diagnostique de l’usine sur une base de donnée de l’année 2010, qui a montré que le taux d’arrêt des échelons d’évaporation sous vide influence sur la consommation de vapeur d’eau et la production de l’unité. C’est pourquoi on a porté notre intérêt sur l’amélioration des performances de l’unité d’évaporation sous vide, par la proposition d’installer un échangeur tubulaire pour préchauffer l’acide 28%, qui permet d’optimiser la quantité de vapeur d’eau qui alimente le grand échangeur. Finalement pour remédier au problème du bouchage du condenseur, on a proposé d’installer une unité de récupération du fluor sous forme d’acide fluosilicique . 

3

Abstract 

This work aims to study and improvement of vacuum evaporation in the process of producing phosphoric acid in PAKISTAN MOROCCO PHOSPHORIC (PMP), in order to find solutions to optimize the consumption of steam and improve productivity. To do this, we started this work with a diagnosis of the plant on a database of 2010, showed that, the discontinuation rate of the vacuum evaporation units influence the consumption of steam and production unit. That's why we focused our interest on improving the performance of the concentration section of the proposal to install a tubular heat exchanger to preheat acid 28%. Finally, to remedy the problem of clogging of the condenser, it was proposed to install a fluorine recovery unit as fluorosilicic acid.



4

Liste des figures Figure 1 : Synoptique de la Ligne Pakistan Maroc Phosphore (PMP)……………....................7 Figure 2: Vue de l’atelier sulfurique …………………………………..……………….............8 Figure 3: Vue de l’atelier phosphorique………………………………………….…………......8 Figure 4 : Vue de la centrale thermoélectrique…………………………………….…………....9 Figure 5 : Différentes étapes de production d’acide phosphorique ………………….…………19 Figure6 : Schémas de la section manutention et broyage……………………………………....21 Figure7 : Schéma de la section attaque filtration…………………………………………….....24 Figure8 : Schéma de clarification d’acide 28%...................................................................25 Figure9: Schéma de la section concentration (évaporation sous vide) d’acide 28%................27 Figure 10 : Schéma bloc d’atelier phosphorique………………………………………............34 Figure 11 : Schéma bloc d’attaque filtration…………………………………………………....35 Figure 12 : Schéma bloc de concentration……………………………………………..............37 Figure 13 : Résumé de bilan d’eau au niveau d’atelier phosphorique……...…………..……...38 Figure 14 : Schéma bloc d’attaque filtration…………………………………………..............38 Figure 15 : Comparaison de la consommation de la vapeur réalisée et prévue pour l’atelier de PAP en 2010……………………………………………………….……50 Figure 16: Pourcentage du taux de disponibilité des 4 échelons en 2010………..............…… 51 Figure 17: La comparaison du taux de disponibilité, la cadence de la marche et la productivité des 4 échelons en 2010……………………………………………......52 Figure 18: Comparaison de la consommation spécifique par rapport à la consigne……….…..56 Figure 19 : Schémas descriptif de l’échangeur à tube et à calandre…………………………....60 Figure 20 : Schéma bloc du bouilleur………………………………………………………..…68 Figure 21 : Schéma bloc du séparateur……………………………………………………..….69 Figure22 : Schéma de l’unité de récupération de fluor………………………….…………...…72

5

Liste des tableaux Tableau 1: Composition de phosphate sédimentaire au Maroc…………………………………12 Tableau 2: Influence des principaux éléments de minerai de phosphate sur les différentes étapes de production……………………………………….............................................16 Tableau 3 : Composition du minerai à l‘entrée de la cuve d’attaque…………………………...30 Tableau 4 : Débits d’acide sulfurique pour les différentes réactions dans la cuve d’attaque…………………………….……………………………………………...32 Tableau 5 : Débits de gypse pour les différentes réactions……………………………………..33 Tableau 6 : Résumé des résultats du bilan global………………………………………………34 Tableau 7 : Bilan sur solide au niveau de l’atelier phosphorique…………………………..…..39 Tableau 8 : Bilan sur le fluor au niveau de l’atelier phosphorique……………………………..40 Tableau 9: Bilan sur l’alumine au niveau de l’atelier phosphorique……………………….…..40 Tableau 10 : Bilan sur le fer au niveau de l’atelier phosphorique……………………………...40 Tableau 11 : Bilan sur la silice au niveau de l’atelier phosphorique…………………………...41 Tableau 12 : Bilan sur le magnésium au niveau de l’atelier phosphorique ………………..…..41 Tableau 13 : Bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon I……………………....44 Tableau 14 : Bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon J…………………….…45 Tableau 15 : Bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon K……………………...46 Tableau 16 : Bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon L……………………....47 Tableau 17 : Taux d’arrêts et son influence sur la production…………………………...……..53 Tableau 18 : L’influence du titre d’acide dilué sur la productivité de l’échelon…………….....54 Tableau 19: comparaison de la consommation de la vapeur entre le PAP et l’utilité………….56 Tableau 20 : Nombre des heures d’arrêts causés par la formation des fluosilicates …………..57 Tableau 21: pourcentage des arrêts en heures causés par la formation des fluosilicates……….58 Tableau 22: La quantité d’énergie optimisée après l’installation du nouvel échangeur………..62

6

Tableau 23: Représentation du gain après le préchauffage……………………………………..62 Tableau 24: Caractéristiques des fluides d’échange…….……………………………………...63 Tableau 25: Facteurs de correction de l’échangeur………………………………………….....64 Tableau 26 : Caractéristique des faisceaux coté tube…………………………………………..64 Tableau 27 : Caractéristique de la calandre ……………………………………………………64 Tableau 28 : Pertes de charge à l’intérieur des tubes …………………………………………..65 Tableau 29: Pertes de charge à l’extérieur des tubes…………………………………………...65 Tableau 30 : Résistance d’encrassement………………………………………………………..65 Tableau 31 : Le prix d’échangeur……………………………………………………………….66 Tableau 32 : Bilans partiels matière effectués sur le bouilleur de chaque échelon………….….69 Tableau 33 : Bilans partiels matière effectués sur le séparateur de chaque échelon……………70

7

SOMMAIRE INTRODUCTION......................................................................................................................................... - 3 CHAPITRE 1: DESCRIPTION DU CHAMP D’APPLICATION..............................................................................- 4 I.

HISTORIQUE...................................................................................................................................... - 5 -

II.

PRÉSENTATION DU COMPLEXE INDUSTRIEL/PÔLE CHIMIQUE/ JORF LASFAR......................................- 5 -

1.

ACTUALITÉS DU GROUPE OCP............................................................................................................ - 6 -

2.

PRÉSENTATION DE PAKISTAN MAROC PHOSPHORE...........................................................................- 7 -

A.

ATELIER SULFURIQUE........................................................................................................................ - 8 -

B.

ATELIER PHOSPHORIQUE................................................................................................................... - 8 -

C.

ATELIER DES UTILITÉS........................................................................................................................ - 9 -

D.

ATELIER DE MAINTENANCE................................................................................................................ - 9 -

CHAPITRE 2:GENERALITE SUR LA PRODUCTION D’ACIDE...........................................................................- 10 PHOSPHORIQUE...................................................................................................................................... - 10 I.

PROPRIÉTÉS DE MINERAI DE PHOSPHATE........................................................................................- 11 -

1.

PHOSPHATES MAGMATIQUES......................................................................................................... - 11 -

2.

PHOSPHATES SÉDIMENTAIRES......................................................................................................... - 11 -

II.

LES DEUX VOIES DE PRODUCTION D’ACIDE PHOSPHORIQUE............................................................- 12 -

1.

LA VOIE THERMIQUE....................................................................................................................... - 13 -

2.

LA VOIE HUMIDE............................................................................................................................. - 13 -

III.

INFLUENCE DE LA COMPOSITION DE PHOSPHATE SUR LE PRODUIT FINI...........................................- 14 -

IV.

DESCRIPTION DES PROCÉDÉS DE FABRICATION AU SEIN DE LA PMP.............................................- 17 -

1.

ATELIER SULFURIQUE :..................................................................................................................... - 17 -

2.

L’ATELIER PHOSPHORIQUE :............................................................................................................. - 18 -

A.

SECTION MANUTENTION ET BROYAGE............................................................................................ - 20 -

B.

SECTION ATTAQUE ET FILTRATION.................................................................................................. - 21 -

C.

SECTION CONCENTRATION ET CLARIFICATION D’ACIDE PRODUIT.....................................................- 25 -

CHAPITRE 3: BILAN DE MATIÈRE SUR L’ATELIER PHOSPHORIQUE..............................................................- 28 I. BILAN GLOBAL SUR LES PRINCIPAUX ÉLÉMENTS DE L’ENTRÉE ET DE SORTIE DE L’ATELIER PHOSPHORIQUE...................................................................................................................................... - 29 1.

LE MINERAI DE PHOSPHATE............................................................................................................. - 29 -

2.

DÉBIT D’ACIDE SULFURIQUE 98,5% :................................................................................................ - 31 -

3.

QUANTITÉ DU GYPSE : CA3 (PO4)2..................................................................................................... - 33 -

4.

DÉBIT DE L’ACIDE PRODUIT 54% DE P2O5 :........................................................................................- 33 -

II.

BILANS SUR LES IMPURETÉS AU NIVEAU DE L’ATELIER PHOSPHORIQUE...........................................- 34 -

1

1.

DÉBIT D’EAU AU NIVEAU D’ATELIER PHOSPHORIQUE.......................................................................- 34 -

2.

BILANS DES IMPURETÉS :................................................................................................................. - 38 -

III.

ETUDE DE L’EFFICACITÉ DE L’ÉCHANGEUR TUBULAIRE :....................................................................- 41 -

CHAPITRE 4: DIAGNOSTIQUE ET ANALYSE DE LA PROBLÉMATIQUE...........................................................- 49 I.

ETUDE ANALYTIQUES DES ÉCHELONS............................................................................................... - 50 -

1.

LES ARRÊTS IMPRÉVUS :................................................................................................................... - 51 -

2.

LA QUALITÉ D’ACIDE 28% :............................................................................................................... - 53 -

3. COMPARAISON ENTRE LA CONSOMMATION DE LA VAPEUR RÉELLE DE PAP ET CELLE ENVOYÉE PAR LA CENTRALE THERMOÉLECTRIQUE.............................................................................................................. - 56 4.

LA STABILITÉ DE PRODUCTION PAR ÉCHELON ET ENTRE LES ÉCHELONS............................................- 57 -

CHAPITRE 5:LES ACTIONS CORRECTIVES :................................................................................................. - 59 I.

PARTIE 1 : DIMENSIONNEMENT D’UN ÉCHANGEUR DE CHALEUR :....................................................- 60 -

1.

DÉTERMINATION DE LA QUANTITÉ DE VAPEUR OPTIMISÉE :............................................................- 61 -

2.

PRÉSENTATION DES RÉSULTATS :..................................................................................................... - 62 -

3.

CARACTÉRISTIQUE DU NOUVEL ÉCHANGEUR :.................................................................................- 62 -

4.

RÉSULTATS DU CALCUL DE L’ÉCHANGEUR :......................................................................................- 63 -

5.

ETUDE ÉCONOMIQUE...................................................................................................................... - 66 -



EVALUATION ÉCONOMIQUE DU MATÉRIEL :....................................................................................- 66 -



AMORTISSEMENT DU PROJET :........................................................................................................ - 66 -

II.

PARTIE 2 : DIMENSIONNEMENT D’UNE COLONNE D’ABSORPTION:...................................................- 68 -

1.

BILAN DU FLUORE ET SILICE AU NIVEAU DE LA CAP :........................................................................- 68 -

2.

DESCRIPTION DE L’INSTALLATION DE RÉCUPÉRATION DU FLUOR :....................................................- 71 -

CONCLUSION........................................................................................................................................... - 74 ANNEXE................................................................................................................................................... - 76 -

2

INTRODUCTION

Dans le cadre de sa nouvelle stratégie industrielle, le groupe OCP a adopté ces dernières années un ensemble de projets visant l’amélioration de la qualité des produits phosphatés ainsi que la protection de l’environnement. Dans cette optique, Pakistan Maroc Phosphore (joint venture entre le Groupe OCP et des groupes Pakistanais) essaie d’améliorer la qualité d’acide phosphorique produit tout en cherchant à éliminer les causes influençant les performances de l’atelier phosphorique. Dans ce sens le présent travail consiste à faire une étude diagnostique sur l’unité d’évaporation sous vide, afin de déterminer les actions correctives pour augmenté les performances de l’unité ; le diagnostique permet de découvrir deux problème majeur, la surconsommation de la vapeur qui ce passe de temps en temps et les arrêts périodique due à la formation d’un solide blanc très dur (fluosilicates) au niveau du condenseur barométrique. Pour envisager à ces deux problèmes, il est incontrôlable de remplacer l’échangeur à plaque existant qui sert à refroidir les condensats obtenus de l’échangeur de la boucle d’évaporation par un échangeur de préchauffage d’acide 28% , ce qui permet d’optimiser la consommation de la vapeur au niveau de l’unité, et de réaliser des gains énormes en énergie. Aprés une étude économique permettant de déterminer le prix de l’échangeur dimensionné afin de déterminer l’amortissement et la rentabilité du projet. Pour remédier au problème de bouchage du condenseur barométrique, on a proposé de mette en place d’une unité de récupération du fluor sous forme d’acide fluosilicique, ce qui permet de minimiser le taux d’arrêts, augmenter les heures du cycle de fonctionnement et d’améliorer la productivité de l’usine.

3

CHAPITRE DESCRIPTION DU CHAMP D’APPLICATION

1

RESUME : Ce chapitre comprend une description du groupe office chérifien des phosphates OCP,

ses

activités,

ses

positions

géographiques dans le royaume. Après on s’est intéressé à décrire PAKISTAN MAROC

PHOSPHORE

notre

champ

d’application et plus précisément l’atelier phosphorique.

4

Chapitre 1 Description du champ d’application Ce chapitre introductif est consacré à la présentation du Groupe OCP et l’usine Pakistan Maroc Phosphore (PMP), lieu du déroulement du stage de projet de fin d’études.

I.

Historique 

Les phosphates marocains sont exploités dans le cadre d’un monopole d’État confié à un établissement public créé en août 1920 par dahir, l’Office Chérifien des Phosphates, devenu Groupe OCP en 1975. L’activité d‘extraction et de traitement du phosphate a démarrée en 1921 à Boujniba, région de Khouribga. En 1931, l’OCP a commencé l‘extraction en souterrain à Youssoufia. La création de la société MAROC CHIMIE en 1965 a permis à l‘OCP de passer à une étape plus évoluée dans le traitement du phosphate : c‘est la transformation (valorisation) de ces minerais en acide phosphorique et en engrais. Le groupe OCP a également démarré plusieurs miniers et a crée plusieurs sociétés et un centre de recherche (CERPHOS) dans le cadre de son développement et sa croissance. La production de phosphate brut est assurée dans quatre centres miniers: Khouribga, Youssoufia, Benguerir et Boucraâ. Environ la moitié du phosphate produit est exportée comme matière première à destination d'une quarantaine de pays à travers le monde, tandis que l'autre moitié est livrée aux usines locales de transformation. Celles-ci sont dénommées Maroc Chimie I et II (SAFI), Maroc Phosphore I & II (SAFI), Maroc Phosphore III – IV, IMACID, Pakistan Maroc Phosphore et d‘autres entreprises (JORF LASFAR).

II.

Présentation du complexe industriel/pôle chimique/ JORF LASFAR Crée en 1986, et situé à 20 Km au Sud-Ouest d’El Jadida, le site industriel JORF LASFAR a permis au Groupe OCP de doubler sa capacité de valorisation des phosphates. Ce site industriel a été crée dans la région des Doukkala vu les avantages suivants :

5

Proximité des zones minières permettant son alimentation en phosphate brut (Khouribga) ; Possibilité de construction d‘un port à tirant d‘eau important ; Disponibilité de l‘eau de mer et de l‘eau douce ; Disponibilités de terrains pour les extensions futures. Ces dernières années, toujours dans le cadre du développement, cette fois à l’échelle internationale, le Groupe OCP a noué avec ses clients des partenariats durables, parmi lesquels on peut citer : EMAPHOS (Euro-Maroc Phosphore : 1/3 OCP, 1/3 Prayon, 1/3 CFB): ce projet a été mené en collaboration avec des partenaires belges (Prayon) et allemands (Chemische Fabrik Budenheim) en 1998 à JORF LASFAR ; IMACID (1/3 OCP, 1/3 Chambal Fertiliser-Inde, 1/3 Tata Chemicals Ltd-Inde) : démarrage d‘IMACID en 1999 à JORF LASFAR ; PMP : PAKISTAN MAROC PHOSPHORE S.A. (50% OCP, 25% FFBL, 12,5% Fauji Foundation, 12,5% FFCL) : démarrage en 2006 à JORF LASFAR ; BMP: « Bunge – Maroc Phosphore », 50 % OCP; 50 % BUNGE/Brésil: démarrage en 2009 à JORF LASFAR. 1. Actualités du Groupe OCP Dans le cadre d’une politique adoptée par le Groupe et qui accorde beaucoup d’intérêt à la gestion des ressources naturelles et humaines et à l’environnement, le groupe OCP vise la réalisation de nouveaux projets phares parmi lesquels, on cite : Le transport du minerai sous forme de pulpe de phosphate par le moyen de pipelines de Khouribga jusqu’aux unités de production à Jorf Lasfar (de même pour Safi, un pipeline qui relie les minerais de Gantour (Youssoufia & Benguérir) au complexe chimique) ; La mise en œuvre des unités de dessalement d’eau de mer qui couvriront les besoins des complexes chimiques ; La réalisation d’une plate-forme chimique internationale pour la production des engrais au complexe Jorf Lasfar ; 6

Le programme de responsabilité environnementale de l'OCP (arrêt du rejet du phosphogypse). 2. Présentation de Pakistan Maroc Phosphore  PMP est une entreprise réalisée dans le cadre d’un partenariat entre le groupe OCP (50%) et les groupes pakistanais Fauji (12,5%)  et FFBL (12,5%). L’usine PMP, qui a démarré en 2006 au sein du complexe industriel Jorf Lasfar, et dont l’effectif est à peu près 180 personnes, profite des avantages suivants : 

La disponibilité des matières premières et des conditions favorables pour la production;



La proximité du port avec un grand tirant d’eau ;



L’alimentation en eau de mer et eau douce sur de faibles distances ;



La dotation de site de grandes facilités industrielles ;

Edifiée sur une surface de 18 ha, et pour assurer une production de 375.000 tonnes/an d’acide phosphorique, l’usine PMP dispose d’un ensemble d’ateliers qui rassemblent leurs biens et services produits et les orientent vers un même objectif : améliorer la production d’acide phosphorique en améliorant les conditions du travail et les performances de l’installation pour aboutir à un produit de qualité. Les ateliers dont dispose l’usine PMP sont : l’atelier sulfurique, l’atelier phosphorique, l’atelier des utilités et l’atelier de maintenance, la synoptique de ces ateliers est représentée dans la figure 1.

Figure 1 : Synoptique de la Ligne Pakistan Maroc Phosphore (PMP)

7

a. Atelier Sulfurique  Le procédé de fabrication d’acide phosphorique par voie humide consiste à attaquer la pulpe de phosphate par un acide fort. L’acide fort utilisé pour attaquer le minerai au sein de PMP est l’acide sulfurique produit par l’atelier sulfurique dont les caractéristiques sont :  

Capacité : 1.125.000 tonnes/an ; Procédé : MONSANTO à double absorption.

La figure 2 montre une vue de l’atelier sulfurique.

Figure 2: Vue de l’atelier sulfurique

b. Atelier Phosphorique C’est l’atelier central de l’entreprise, vers lequel convergent tous les produits et les services des autres ateliers pour assurer la production d’acide phosphorique à 28% et 54% en P 2O5. Les principales caractéristiques de l’atelier phosphorique sont : 

Capacité nominale : 1325 tonnes de P2O5 par jour d’acide.



Qualité marchande 54%.



Procédé : JACOBS.

La figure 3 montre une vue de l’atelier phosphorique.

Figure 3: Vue de l’atelier phosphorique

8

c. Atelier des Utilités Cet atelier est destiné à la production de l’énergie électrique par   laquelle il alimente les autres ateliers. Il est composé de : 

une centrale thermoélectrique de capacité de 32 MW ;



L’atelier de traitement des eaux

La figure 3 montre une vue de la centrale thermoélectrique.

Figure 4 : Vue de la centrale thermoélectrique

d. Atelier de maintenance Parmi les ateliers support, l’atelier maintenance veille à maintenir et entretenir les équipements des installations des autres ateliers en état de bon fonctionnement. Pour ce faire, l’équipe de maintenance au sein de PMP agit  sur plusieurs niveaux : mécanique, électrique, automatique (régulation) et au niveau du génie civil.

9

GENERALITE SUR LA PRODUCTION D’ACIDE

CHAPITRE

PHOSPHORIQUE

2

RESUME

Ce chapitre est consacré à une description du

procédé

de

fabrication

d’acide

phosphorique au sein de PMP. Dans un premier lieu on parlera du minerai des phosphates suivi des deux voies de production d’acide phosphorique.

D’un

autre côté, l’influence des impuretés contenue dans le phosphate sur la qualité du produit fini.

10

Chapitre 2 Généralité sur la production d’acide phosphorique

La composition du minerai de phosphate et le procédé de valorisation de phosphate influence sur le rendement de l’atelier phosphorique et la qualité du produit fini, alors tout changement dans la composition de la matière première perturbe la marche de l’atelier phosphorique et se répercute sur la qualité du produit fini. Dans ce sens, ce chapitre est consacré pour la description du procédé de fabrication d’acide phosphorique utilisé au niveau de l’usine Pakistan Maroc Phosphore (PMP), ainsi l’impact de la composition du minerai sur l’acide produit.

I.

Propriétés de minerai de phosphate 

Il existe plusieurs origines des phosphates : 

Magmatiques ou ignés ;



Sédimentaires (plus important) ;

Chaque gisement a ses propres caractéristiques (couleur, teneur en impuretés..) et donc son propre comportement en production. 1. Phosphates magmatiques Ce sont des gisements de forme circulaire et de composition extrêmement hétérogènes formés par le passage de matières magmatiques au travers de la roche. Ils sont caractérisés par une faible surface spécifique des grains, par un haut titre en P2O5 une teneur élevée en impuretés. 2. Phosphates sédimentaires  Ce sont des phosphates d’origine marine (restes d’être vivants de la première ère géologique). Leurs gisements sont formés de plusieurs couches relativement homogènes. Chaque couche possède ses propres caractéristiques. Les grains de phosphates sédimentaires sont des grains poreux de grande surface spécifique donc de grande réactivité. C’est le cas des gisements du Maroc. La composition du phosphate sédimentaire dans les gisements Marocains est présentée dans la tableau1.

11



Phosphates métamorphiques

Phosphates d’origine sédimentaire altérés par la température et la pression. C‘est le cas des phosphates chinois par exemple. 

Phosphates métamorphiques

Ce sont des phosphates sédimentaires qui ont subit une calcination pour éliminer le dioxyde de carbone CO2 et les matières organiques. 

Phosphates calcinés

Ce sont des phosphates sédimentaires qui ont subit une calcination pour éliminer le dioxyde de carbone CO2 et les matières organiques. Tableau 1: Composition de phosphate sédimentaire au Maroc

Eléments

pourcentage

P2O5

33

CaO

51

SO3

1.7

Fe2O3

0.28

Al2O3

0.5

MgO

0.35

F

3.46

SiO2

4.5

Na2O

0.75

K2O

0.05

CO2

4.11

Matiére organique (O2)

1.76

L

La composition du phosphate sédimentaire présenté dans

le tableau 1 montre que le

phosphate sédimentaire est caractérisé par une faible teneur en P 2O5 et la présence des impuretés, ce qui influence sur le rendement et la qualité du produit fini

II.

Les deux voies de production d’acide phosphorique

Deux voies, à savoir la voie humide et la voie thermique, sont envisageables pour produire de l’acide phosphorique à partir de la roche phosphatée. Le procédé voie humide, de loin le plus répandu, sera ici explicité plus en détail et qui est d’ailleurs la voie sur laquelle on se base à PMP.

12

1. La Voie thermique L’acide phosphorique produit peut être élaboré par voie thermique, par réduction de phosphate naturel, en présence de coke et de silice, au four électrique. Le phosphore obtenu est oxydé en P4O10 puis hydraté en acide. Les réactions sont les suivantes : 2Ca3(PO4)2 + 6SiO2 + 10C P4 + 5O2 P4O10 + 6H2O

P4 + 10CO + 6CaSiO3

(R.1)

P4O10

(R.2)

4H3PO4

(R.3)

Dans la réaction (R.1), on obtient du phosphate blanc qui est l’une des formes allotropiques du phosphore et qui a été notée P4 bien qu’à la température de réaction la dissociation en P 2 soit déjà effective ; cependant on condense les vapeurs de phosphore et le produit final de la réaction est la molécule P4. La réaction (R.2) s’effectue par combustion du phosphore dans un courant d’air sec en grand excès (30 `a 35%) afin d’éviter la formation d’anhydride phosphoreux P4O6. La réaction est fortement exothermique et la température atteint 1300°C. L’acide “thermique” obtenu lors de la réaction (R.3) représente de 5 à 10% de la production totale d’acide phosphorique. On obtient un acide très pur (de concentration élevée). Il se forme également, en raison de la présence de fer dans le minerai, du ferrophosphore Fe 2P (stœchiométrie approximative). Cette voie donne un acide de très haute pureté et ne conduit pas à la formation de phosphogypse, mais reste très onéreuse et de ce fait peu à peu abandonnée au profit de la voie humide. 2. La Voie humide Le phosphate de calcium étant insoluble dans l’eau, les phosphates naturels doivent être traités. Le traitement consiste à attaquer la roche phosphatée par un acide fort (en général sulfurique même si les acides chlorhydriques ou nitriques peuvent également être usités). La teneur en acide phosphorique est exprimée en pourcentage de P2O5. En ce qui concerne cette voie, il s’agit d’une réaction hétérogène solide-liquide entre l’acide en solution et le phosphate en poudre où la surface de contact est un paramètre crucial de l’opération .Dans ce type de réaction, il y’a présence du processus physique et chimique, se traduisant par un mécanisme à quatre étapes : 

Diffusion des réactifs de la phase liquide jusqu’à l’interface solide-liquide.



Diffusion des réactifs de l’interface jusqu’au cœur de la phase solide.

13



Réaction chimique entre les réactifs de la phase liquide et de la phase solide.



Diffusion des produits de la réaction de l’intérieur vers l’extérieur dans la phase liquide. 

Voie nitrique

L’acide nitrique peut être utilisé pour solubiliser le phosphate selon la réaction ci-dessous : Ca10(PO4)6F2 + 20HNO3 

10 Ca(NO3)2 + 6 H3PO4 + 2HF

(R.4)

Voie chlorhydrique

La voie chlorhydrique pour la production d’acide phosphorique se déroule en trois étapes : dissolution de la roche phosphatée, contact liquide-liquide (extraction, purification, lavage) et concentration de l’acide ; et peut être schématisée par la réaction suivante : Ca3 (PO4)2 +6HCl

3CaCl2 + 2H3PO4

(R.5)

L’avantage de ces deux voies (nitrique et chlorhydrique) est qu’elles n’engendrent pas la fabrication conjointe de phosphogypses. 

Voie sulfurique

L’acide phosphorique, ou plus correctement l’acide orthophosphorique H 3PO4, peut être issu de l’attaque sulfurique de roches naturelles. A ce titre, on peut dire que H3PO4 est le plus important des dérivées de l’acide sulfurique. La réaction principale est exothermique, se déroulant en milieu hétérogène, Ca3(PO4)2 + 3H2SO4 + 6H2O

III.

3(CaSO4,2H2O) + 2H3PO4

(R.6)

Influence de la composition de phosphate sur le produit fini Les impuretés organiques ou minérales existant dans le milieu phosphorique influencent sur la qualité du produit fini (taux de solide élevée), le rendement de l’atelier phosphorique (consommation élevée en énergie, matière première et l’entretien des équipements), la cristallisation du phosphogypse (Par leur adsorption sur des faces spécifiques du cristal, elles altèrent la vitesse de croissance et modifient les faciès cristallin. L’énergie d’activation de la cristallisation ainsi que la vitesse de nucléation et de croissance se trouvent modifiées ce qui influence par conséquent la taille finale des cristaux et donc leur fiabilité.) De nombreux composés interviennent lors de la fabrication d’acide phosphorique. Ci-dessous nous citons les principaux d’entre eux ainsi que leurs effets principaux sur le procédé : 

P2O5 :

14

Une basse teneur en P2O5 entraîne les inconvénients suivants :  Coût de transport élevé  Teneur élevée d’impuretés  Quantité élevée de phosphogypse, ce qui défavorise la productivité du filtre et l’efficacité du lavage. 

Carbonate

Outre la consommation excessive d’acide sulfurique, ils donnent en présence des matières organiques décomposées des mousses responsables du blocage de la croissance des cristaux de gypse et des entraînements d’acide phosphorique lors de sa concentration. 

Fluor :

Le ratio F/ P2O5 est assez constant dans le phosphate (généralement fluoroappatite), Amène à des problèmes de corrosion (si on a un déficit de silice réactive) et problèmes de pollution atmosphérique. 

Silice :

Si elle est réactive, elle se lie avec le fluor pour former du H2SiF6. C’est positif car cela diminue l’effet corrosif du fluor. En général on ne considère que le rapport molaire SiO 2 réactive > 1. Si le rapport est inférieur, on a le risque de formation de l’HF. Un excès de 6F

SiO2 soluble peut avoir un effet négatif sur la filtration par formation de gel de silice. Sous forme de quartz, elle diminue la filtrabilité du gypse. Al et Mg se lient également avec le Fluor (formation de L’AlF6O3- et MgF2). En grande quantité, la silice non soluble (tel le quartz) érode fortement les appareils (broyeurs, agitateurs attaque, pompes à bouillie…). 

Fe2O3 :

Le fer a un effet important sur la viscosité de la bouillie qui affecte à son tour la qualité de la filtration. Forme des composés insolubles contenant du K, PO 4. Ces composés se forment lors de la concentration. 

Al2O3

A un effet positif car se lie avec le F (formation de AlF 63-).on trouve généralement de 0,1 (limite basse) à 1% (limite haute) de Al2O3 dans le phosphate. On en l’ajoute parfois pour améliorer la cristallisation : valeur minimum environ 0,4% Al2O3 dans l’acide faible produit. 

Fe + , Al+ :

15

Ces composés peuvent former des précipités complexes à la concentration qui sont responsables de pertes importantes en P2O5. 

MgO :

Est reconnu par son influence sur la viscosité. Jusqu’à des teneurs ( SO2 Ensuite, le gaz SO2 passe par la chaudière pour se refroidir et par la suite on obtient de la vapeur à haute pression qui va vers la centrale et vers la turbosoufflante après un circuit de surchauffe pour obtenir une vapeur surchauffée. 

Conversion :

Le gaz SO2 est envoyé vers le convertisseur de 4 masses catalytiques de pentoxyde de vanadium, dans le but de le transformer en SO3 selon la réaction exothermique :

SO2 +

1 O SO3 2 2

Lors du passage d’une masse à la suivante les gaz SO2 et SO3 est refroidit par l’intermédiaire d’échanges thermiques gaz / gaz ou liquide /gaz. 

Absorption :

C’est la dernière étape du processus, elle consiste à absorber le gaz SO 3 provenant du convertisseur et le transformer en acide sulfurique H 2SO4 au niveau des deux tours d’absorption intérimaire et finale. 17

SO3 + H2O ==> H2S04 Ensuite l’acide sulfurique est stocké pour être acheminé vers l’atelier phosphorique et en faible quantité vers l’atelier de traitement des eaux. 2. L’atelier phosphorique : L’usine d’acide phosphorique du Pakistan Maroc Phosphore (PMP) conçue pour produire 375.000 T/an de P2O5 en tant qu’acide Phosphorique de qualité 54% par le processus de dihydrate de procédé JACOBS. Le taux de fonctionnement instantané de conception est 1325tonnes/jours de P2O5. La figure 5 présente les différentes étapes de fabrication de l’acide phosphorique par le procédé JACOBS.

18

Hangar (Stockage de phosphate)

Trémie

Bac de préparation de la pulpe

Eau de procédé

Eau de procédé

Crible (Sélection des particules < Eau de procédé ou = à 500 µm)

Broyeur

Bac de stockage de la pulpe

Réacteur (attaque)

Acide sulfurique 98,5% (Atelier sulfurique) Eau de procédé

Filtration

Gypse (vers Océan) Acide phosphorique 28%

Les boues

Les boues

Stockage et clarification d’acide phosphorique 28% Concentration d’acide phosphorique 28% Stockage et clarification d’acide 54% non clarifié Stockage d’acide phosphorique clarifié

Stockage d’acide marchand

Figure 5 : les différentes étapes de production d’acide phosphorique

19

a. Section manutention et broyage 

Stockage de phosphate

Le phosphate vient de Khouribga par les trains est stocké dans les hangars de l’infrastructure Jorf Lasfar, puis transporté par deux convoyeurs à bande (une bande en marche l’autre en secours) qui sont muni d’un déférailleur qui éliminent toutes les matières étrangères de nature ferreux présents dans le phosphates brute, vers le hangar de l’usine PAKPHOS de capacité 30000T qui assure 6 jours de production. 

Préparation de la pulpe

Le phosphate brute sort du hangar par des ouvertures en bas appelé casques, qui s’ouvrent par des vérins pneumatiques, vers une trémie de capacité 200 tonnes, après il est mélangé par l’eau dans un bac agité afin de produire la pulpe. La quantité de phosphate introduite dans la cuve de préparation de la pulpe est réglée à l’aide d’une bande doseuse (dosomètre) de telle façon que la pulpe a une densité d’environ 1560 et un taux de solide de 55%. Le transport de phosphate vers la trémie se fait par deux convoyeurs l’un est en fonctionnement, tandis que l’autre est en secours. 

Criblage

La pulpe obtenue subit un tamisage afin de sélectionner une granulométrie inférieure ou égale à 500 micromètres (appelé passant), et qui va être stocké par la suite dans la cuve de stockage de la pulpe. Pour la pulpe qui traverse les cribles et dont la granulométrie est inférieure à 500μm, elle est transportée à un bac (épaississeur), où elle subit un épaississement par décantation, en ajoutant un floculant. La pulpe, de densité 1700 et à 60-66% poids de solides, obtenue après épaississement, est pompée vers le bac à pulpe, où elle est mélangée avec celle issue du broyage 

Broyage

Le broyage est une opération qui consiste à réduire la granulométrie du phosphate afin de faciliter son attaque par l’acide sulfurique. La réaction chimique est d’autant plus facile que la surface offerte aux réactifs est plus grande. En effet un broyage insuffisant, conduit à une attaque très difficile, un temps de réaction très élevé et un rendement plus bas. Par contre un phosphate sur broyé conduit à un degré de décomposition plus élevé, et provoque une attaque très poussée, ce qui cause l’augmentation de la température et d’obtenir un gypse semi– hydrate plus stable. 20

Le refus qui constitue les particules n’ayant pas passé par le crible subit un broyage dans un broyeur à boulets d’une capacité de 51 tonnes/heure a fin de diminuer sa granulométrie à inférieure ou égale à 500 micromètre puis rejoint le passant dans la cuve de stockage de la pulpe. -

La quantité du minerai qui passe au broyage présente à peu près 25% de ce qui était contenu dans la trémie ;

-

Le bac à pulpe est un bac agité dont le rôle est de mélanger la pulpe issue du broyage et celle obtenue après épaississement, et d’alimenter la cuve d‘attaque ;

-

L‘épaississeur contient une boucle de recyclage dont l’objectif est de réguler la densité de la pulpe et son taux de solide, en effectuant des recyclages vers le haut ou vers le bas.

Figure6 : schémas de la section manutention et broyage

b. Section attaque et filtration  

Attaque et digestion 

La réaction se fait dans un réacteur ouvert continu parfaitement agité de forme annulaire dont les entrées sont l’acide sulfurique, la pulpe, l’acide phosphorique moyen provenant de la

21

partie filtration, les boues extraites des décanteurs et les effluents liquides stockés dans le bac à effluents, et l’eau. Afin de limiter la formation de mousses dans le réacteur, deux injections d’anti-mousse sont prévues dans la tuyauterie à l’entrée du 1 er compartiment et au troisième compartiment du digesteur. La cuve d’attaque est formée d’une cuve à plusieurs compartiments. Chaque compartiment est équipé d’un agitateur à trois rangs de pales, ce qui permet une bonne homogénéisation de la bouillie d’attaque et le cassage des mousses qui se forment lors de la réaction. Ca3(PO4)2 + 3H2SO4 + 6H2O

3(CaSO4,2H2O) + 2H3PO4

Les gaz de réaction sont collectés par deux ouvertures pour être envoyés vers le système de lavage des gaz. La pulpe de phosphate est introduite dans le 1 er compartiment de la cuve d’attaque. L’acide sulfurique concentré et mélangé avec l’acide phosphorique recyclé venant de la filtration est injecté dans la cuve (2eme et 3eme compartiment) à l’aide des trois mélangeurs, nommés « dilueur ». Les réactions chimiques se produisant dans la cuve d’attaque ainsi que la dilution de l’acide sulfurique étant exothermiques, il est nécessaire de refroidir la bouillie à une température de l’ordre de 72 -74 °C pour assurer une formation optimale de cristaux de sulfate de calcium dihydraté, Ce refroidissement est réalisé dans un évaporateur à bas niveau – ‘LLFC: low level flash cooler’ maintenu sous vide grâce à la pompe à vide. La bouillie sortant de refroidisseur s’écoule vers la section digestion qui comprend trois cuves cylindriques verticales similaires placées en série. 

Compartiment sortie flash couler (refroidisseur à vide) ;



Compartiment d’ajustement ;



Compartiment d’alimentation des filtres ;

Les cuves de digestion sont équipées chacune d’un agitateur à double rang de pales hélicoïdales. Une injection d’acide sulfurique est prévue dans la première cuve afin de favoriser la désursaturation de l’acide. La bouillie est alimentée dans le premier compartiment, la majeure quantité déborde au dessus d’un déversoir de nouveau au réacteur, pour régler la température et pour garder le niveau constant dans la cuve, l’autre quantité déborde dans le compartiment d’ajustement et puis au compartiment d’alimentation de filtre.

22

La section de digestion permet la finition de la réaction, l’ajout d’un temps de séjour additionnel, qui permet d’augmenter le taux de conversion, et la croissance des cristaux de gypse. Tout le volume de système est approximativement 2400 m 3, avec 1820 m3 dans le réacteur, et 580 m3 dans le réservoir de maturation. Tout le temps de séjour avec ce volume est approximativement 4 heures. 

Vide attaque et assainissement

Les gaz quittant le flash cooler sont condensés au moyen d’eau de mer dans le condenseur à contact direct. L’eau de mer usée coule vers les deux trémies des filtres à bouillie pour l’évacuation du gypse; la mesure de température indique si le débit d’eau de mer est correct. Avant d’être condensées, ces gaz passent dans le précondenseur où elles réchauffent l’eau destinée au lavage des toiles du filtre; cette eau étant de l’eau de procédés ayant servi au préalable au lavage des gaz de réaction dans le système de lavage des gaz horizontale. La mesure de température de l’eau chaude quittant le précondenseur renseigne également la présence d’un entraînement anormale de bouillie par le flash cooler. 

Filtration

Dans la section de filtration présentée dans la figure 7, deux filtres à bouillie, filtre A et filtre B, séparent l’acide phosphorique et le gypse. Les deux filtres fonctionnent en parallèle. La bouillie est alimentée vers l’auge de distribution des filtres horizontaux à cellules basculantes sous vide dit filtre « Prayon ». Une première partie du filtrat de production, contenant des cristaux très fins (portion trouble) et parfois légèrement diluée par l’eau restant sur la toile, est envoyée vers l’aspiration de l’acide recyclé, le filtrat obtenu après la formation de gâteaux qui jeu le rôle d’une surface filtrante additionnelle (ne doit pas dépassé l’épaisseur désirée) constitue l’acide de production 28% qui va être stocké dans les cuves de stockage. Après séparation de filtrat 28%, le gâteau de gypse est lavé à contre-courant en 2 étapes. -

Le premier lavage 

Dans la première section de lavage, le gâteau de gypse est lavé avec le filtrat Acide faible. Le liquide de lavage s’écoule par le compartiment de filtration du distributeur d’acide est pompé ensuite par la pompe d’acide de retour en direction du réacteur. Ainsi, l’écoulement d’acide recyclé en direction du réacteur se compose de deux courants: filtrat trouble, acide moyen.

23

-

Le deuxième lavage 

Dans la deuxième section de lavage, le gâteau de gypse est lavé avec l’eau gypseuse. L’eau de lavage (acide faible) s’écoule par le compartiment de la filtration du distributeur d’acide, cet acide est utilisé comme moyen de lavage du gâteau dans la première section via les pompes qui sont utilisées pour pomper l’acide faible collectée dans le distributeur d’acide vers la première section de lavage. Le gypse est finalement déchargé, par rotation de la cellule basculante en position inversée dans une trémie arrosée d’eau de mer devant servir à son évacuation vers la mer. -

Lavage des toiles 

A la fin de cycle, les toiles filtrantes sont lavées en continu et les cellules des filtres sont lavées par intermittence. L’eau chaude du précondenseur est utilisée comme eau de lavage des toiles est recueillie par débit contrôlé par le niveau dans le bac de lavage de toiles. L’eau ayant lavé les toiles vient, via la trémie d’eau gypseuse vers le bac par gravité, les niveaux des bacs est maintenu constant par une régulation sur le solde de la quantité de l’eau pompée. Cette eau est alors pompée vers l’auge de dernier lavage du gypse par les pompes. Le vide est crée par une pompe qui fait une aspiration centrale des gaz en bas de filtre, ces gaz sont séparés des gouttelettes d’acide entraînées au moyen d’un séparateur. Cet acide est renvoyé à l’aspiration de la pompe d’acide recyclé. Puis, les gaz passent dans un condenseur, alimenté en eau de mer, et finalement les incondensables sont cheminés vers atmosphère.

Figue7 : schéma de la section attaque filtration

24



Stockage est clarification d’acide 28%

Cette section comprend les principaux réservoirs suivants : -

Deux clarificateurs d’acides munis de racleurs, chacun d’une capacité de 1475m3 ;

-

Deux réservoirs de stockage agités pour l’acide clarifié, chacun d’une capacité de 1570 m3 ;

-

Un réservoir de récupération des effluents, d’une capacité de 1100m3 ;

L’acide 28% venant de la filtration est préalablement stocké dans le réservoir de décantation qui permet l’élimination des particules en suspension dont la densité est supérieure à celle de l’acide, maintenu agité par un agitateur pour ajouter a la force de gravité une force de centrifugation, pour augmenter la décantation du solide. Les boues accumulées au font du bassin de décantation, sont éliminées périodiquement par un racleur de manière à le ramener vers le cône central d’extraction. Les boues sont pompées vers la cuve d’attaque. L’acide 28% clarifié déborde dans le réservoir de stockage situé juste prés du décanteur.

Fig ure 8 : schéma de clarification d’acide 28%

c. Section concentration et clarification d’acide produit  

Concentration (unité d’évaporation sous vide)

L’acide phosphorique obtenu a une concentration de 28% en P 2O5. Cette faible concentration de P2O5 entraîne les inconvénients suivants : -

Si l’acide n’est pas concentré, l’eau supplémentaire entraîne des frais de transport plus élevés.

-

L’acide n’est pas utilisable pour la fabrication de certains engrais, car une concentration en P2O5 plus élevée est nécessaire.

25

La fonction de la concentration par évaporation de l’acide phosphorique est donc d’évaporer l’eau excédentaire. La section concentration se compose de quatre systèmes d’évaporation sous vide chacun conçu pour produire 331,25 tonnes/jour P2O5. Chaque évaporateur est constitué principalement de : 

Un bouilleur ;



Une pompe de circulation à écoulement axial ;



Un échangeur tubulaire ;



Un séparateur gaz liquide ;



Condenseur de vapeur et lavage des gaz ;

L’acide 28% venant de la section stockage et clarification subit une évaporation (concentration) dans un évaporateur sous vide en circulation fermé. L’acide faible est alimenté à la sortit de l’échangeur ou il se mélange avec l’acide 54% surchauffé dans l’échangeur par de la vapeur basse pression fourni par la centrale thermique, ce mélange entre dans le bouilleur par une pression de vapeur saturante supérieur à la pression absolu (76mmHg) régnant dans le bouilleur cela permet d’évaporer l’eau contenant dans l’acide à une température basse d’environ 80°c. Le vide dans le bouilleur créer par l’eau de mer introduit dans un condenseur situé au dessus de bouilleur par une pression permet d’aspirer les gaz contenant dans le bouilleur, ces gaz traversent en première temps un séparateur qui permet de récupérer les gouttelettes d’acide pour les renvoyées vers le stockage d’acide 54% via la pompe d’acide produit. Le niveau dans le bouilleur est maintenu constant de telle façon que la quantité d’acide 28% P2O5 qui rentre se concentre puis déborde dans un tuyau alimentant la pompe d’acide concentré qui l’envoie vers le stockage 54% P2O5. La vapeur de chauffage qui a effectuée son échange avec l’acide dans l’échangeur tubulaire se condense puis se refroidie dans un échangeur à plaque par l’eau de mer et renvoyé vers le bac à condensats de la centrale thermique. A noter qu’on peut circuler l’acide faible dans l’évaporateur sans le mélanger avec l’acide concentré surchauffé mais cela va augmenter le temps d’évaporation et la quantité de vapeur utilisé.

26

Figure 9: schéma de la section concentration (évaporation sous vide) d’acide 28%



Clarification et stockage d’acide 54%

L’acide concentré provenant des quatre pompes des échelons de concentration est pompé en direction du répartiteur d’acide qui permet aux écoulements entrants d’être dirigés vers l’un des deux réservoirs d’acide de refroidissement. Par débordement du réservoir via une gouttière ouvert, l’acide entre dans le tube central du décanteur, le solide décanté est raclé sur le fond du décanteur par le racleur de manière à le ramener vers le cône central d’extraction, les boues sont pompées, à concentration en solides constantes, au moyen de la pompe vers le premier réservoir de stockage d’acide faible via le distributeur de clarification 28%. L’acide clarifié déborde en direction du bac et ensuite, il est pompé vers les deux bacs de stockage d’acide clarifié 54%. De ces bacs, les pompes envoient l’acide de qualité “marchand” vers le port de Jorf. Conclusion : On constate d’après ce qui précède que les impuretés contenues dans le minerai de phosphate ne passent pas entièrement dans la même phase. Il existe des impuretés qui passent, en grande partie ou totalement, dans la phase liquide (acide phosphorique), et d’autres impuretés qui passent dans le gypse, ou à la phase gazeuse. Ainsi, chaque impureté contenue dans le minerai de phosphate a un effet donné sur le processus de production.

27

CHAPITRE Bilan de matière sur l’atelier phosphorique

3

RESUME Ce chapitre contient les bilans de matières sur chaque section de l’atelier phosphorique et un bilan thermique sur les échangeurs de l’unité concentration.

28

Chapitre 3 Bilan de matière sur l’atelier phosphorique

Le bilan matériel global est une analyse quantitative sur laquelle on peut se baser pour tirer des informations en ce qui concerne le tonnage des flux de matières dans l’installation.

I.

Bilan global sur les principaux éléments de l’entrée et de sortie de l’atelier phosphorique

Dans cette partie, on calcule les débits des éléments pour une cadence de marche de 100% en se basant sur la composition du minerai présenté en annexe B: 1. le minerai de phosphate La capacité de production journalière est : 1325 tonne de P2O5, donc :  Capacité en T/h est :

D ( P2 O 5 ) =

1325 =55,21 T / h 24

 Débit de phosphate brut : d é bit de phosphate sec=

la productionhoraire ( % P2 O5 )∗rendement chimique∗rendement physique

d é bit de phosphate sec=

55,21 0,3099∗0,95∗0,89

débit de phosphate sec=210,7 T /h

Avec : Rendement chimique=

% P 2 O 5 dans≤gypse∗%Cao dans≤phosphate % P 2 O 5 dans≤phosphat e∗%Cao dans≤gypse

29

 Débit de phosphate tel quel : d é bit de phosphate tel que=

d é bit de phosphatebrut (1−humidit é )

d é bit de phosphate tel que=

210,7 (1−0,096)

débit de phosphate tel que=225,65 T /h



Composition du phosphate : Tableau 3 : Composition du minerai à l‘entrée de la cuve d’attaque Sa teneur

l'élément % H2O % CO2 % P2O5

composition du minerai à l'entrée du réacteur la teneur en % débite en T/h 6,626 13,961 7,117 14,995 30,99 65,296

% SiO2 % CaO % SO3 % F% Fe2O3 % Al2O3 % K2O % MgO % Na2O cd (ppm)

3,343 50,935 1,843 3,561 0,268 0,501 0,069 0,453 0,762 21,746

7,044 107,320 3,883 7,503 0,565 1,056 0,145 0,954 1,606 0,005

Le tableau 3 montre la composition du minerai de phosphate à l’entré de la cuve d’attaque et le débit de chaque constituants.

 Débit de pulpe alimentant le réacteur -La teneur de la pulpe en solides est 63, 27 %, donc le débit théorique de pulpe est : débit de la pulpe=

débit de phosphate brut taux de solide

débit de la pulpe =

30

210,7 =333T /h 0,6327

-Le débit donné par le constructeur est égal à : On a:

3

d é bit de la pulpe constructeur =161 m /h

d é bit de la pulpe constructeur ( tonne /h ) =

161∗1662,16 1000

 Débit acide28% : d é bit acide 28 %=

d é bit horaire de P2 O 5 produit '

rendement de concentration∗% P 2 O 5 dans l acide 28 %

d é bit acide 28 %=

55,21 0,98∗0,3099

d é bit acide 28 %=201,2T /h

-Le débit du constructeur est égal à 164 m3/h d’acide 28%, ce qui donne un débit égale à :

'

débit d acide 28 % constructeur ( tonne/ h ) =

164∗1272 1000

débit d ' acide28 % constructeur =208,75 T /h

2. Débit d’acide sulfurique 98,5% : La quantité d’acide sulfurique totale introduit dans la cuve d’attaque est donnée par : '

3

d é bit d acide sulfirique constructeur=93m /h

31

'

débit d acide sulfirique constructeur (tonne/h)=

93∗1790 1000

débit d ' acide sulfirique constructeur=166,47 T /h

A signaler que l’on ajoute un excès d’acide sulfurique dans la cuve d’attaque pour compenser les pertes de phosphate en inattaqués et en syncristallisés, et on calcule également l’acide sulfurique équivalent provenant du phosphate. Pour démontrer cette valeur, on explique les détails de calcul dans les annexes C. - Le tableau 4 présente les résultats obtenus dans les applications numériques précédentes, pour les calculs des débits d’acide sulfurique consommé (ou produit) dans les 11 réactions.

Tableau 4 : les débits d’acide sulfurique pour les différentes réactions dans La cuve d’attaque

débit réaction1

132,49

débit réaction 2 débit réaction 3

20,67 33,07

débit réaction 4

-0,90

débit réaction 5

--

débit réaction 6

--

débit réaction 7

2,43

débit réaction 8

0,83

débit réaction 9

1,86

débit réaction 10

0,12

débit réaction 11

2,03

total

192,60

- Acide sulfurique provenant du phosphate : SO3 + H2O H2SO4 d é bit H 2 SO 4 phosphate =Q ( phophate sec )∗%

( SO 3 )∗M ( H 2 SO4 ) M (SO 3 )

210,7∗1,843 ∗98 100 d é bit H 2 SO 4 phosphate = 80

d é bit H 2 SO 4 phosphate =4,76 T /h 32

-Excès en acide sulfurique 2, 30% : Q H2SO4-excès = excès * QH2SO4 pur -Calcul du débit de H2SO4 pur : '

d é bit H 2 SO 4 pur =d é bit d exc é s−d é bit de minerai+d é bit r é actions

d é bit H 2 SO 4 pur =2,3 %∗Q H 2 SO 4 pur −4,76+192,6 d é bit H 2 SO 4 PUR=192,26 T /h

-Débit d’excès:

Q H2SO4-excès = 2,3% * QH2SO4 pur Q H 2 SO 4 PUR=4,9 T /h

Q H 2 SO 4 TOTAL (98,5 % )=195,19 T /h

3. Quantité du gypse : Ca3 (PO4)2 Le tableau présente les résultats obtenus les calculs des débits de gypse consommé (ou produit) dans les réactions présentés aux annexes. Tableau 5 : les débits de gypse pour les différentes réactions

Réaction :

(T/h)

réaction1

163,54

réaction 2

60,50

réaction 3

58,49

Réaction 4

-1,15

-Le débit de gypse produit : Q H 2 SO(gypse )=281,38 T /h

-Donc pour produire une tonne de P2O5, on produit 5,1 tonne de gypse. 4. Débit de l’acide produit 54% de P2O5 :

33

-

Débit d’acide 54% produit : Q acide 54 %=

-

débit horaire de P 2 O5 produit % P2 O 5 dans l ' acide 54 %

Le pourcentage P2O5 dans l‘acide produit est 52,5 % P2O5 Q(acide54 %)=

Donc :

55,208 0,525

Q( acide54 %)=105,76 T /h

-

Débit d’acide 54% produit calculé par le constructeur : Q¿ Q¿ Tableau 6 : Résumé des résultats du bilan global

Flux Phosphate sec Pulpe Acide 28% Acide sulfurique 98,5% Acide 54% Gypse

II.

Débit calculé (T/h) 210,7 333 201,2 195,19 105,76 281,38

Débit constructeur (T/h) 267,61 208,75 166,47 110,26 -

Bilans sur les impuretés au niveau de l’atelier phosphorique

On s’intéresse aux bilans sur les impuretés qui ont des effets importants sur la production de l’acide phosphorique ainsi que sur sa qualité, à savoir l’eau, le fluor, l’alumine, le fer, la silice, et le magnésium. Les flux considérés sont les suivants :     

L’alimentation du minerai de phosphate ; L’acide 28% P2O5 ; Le gypse ; L’acide produit 54% P2O5 non clarifié; L’acide produit 54% P2O5 clarifié ; 1. Débit d’eau au niveau d’atelier phosphorique 

Eau de pulpe Humidité de phosphate Eau de lavage

Atelier Phosphorique

Eau de l’acide 54% en P2O5 Eau de gypse Eau évaporée

Eau de dilution

34

Figure 10 : schéma bloc d’atelier phosphorique.

a. Bilan eau au niveau de l’attaque filtration 

Eau de l’acide 28% en P2O5 76,6T/h

Eau de pulpe T/h

Attaque/filtration

Humidité de phosphate 13,96 T/h

Eau de gypse 77,41 T/h Eau évaporée (cuve d’attaque filtra

Eau de lavage 14,01 T/h Eau de H2SO4 3,85 T/h Figure 11 : schéma bloc d’attaque filtration.



Calcule débit eau d’entrée   L’eau dans le phosphate : Qe 1=% H 2 O∗Q phosphate Qe 1=13,96 T /h

 L’eau de pulpe : Qe 2=(1−taux de solide)∗Q pulpe Qe 2=121,15 T /h

 L’eau de dilution de H2SO4 : Qe 3=(1−% H 2 SO 4)∗QH

2

SO 4

Qe 3=3,85 T /h

 L’eau de lavage : A partir du bilan entrée-sortie Qe =Q s−Qe 1−Qe2 −Q e3



Calcule débit eau de sortie:  L’eau de l’acide 28% : Q s 1=% H 2 O∗Qacide 28 %

35

Qs 1=76,6 T / h

 Eau de gypse  C’est l’eau qui entre dans la structure cristalline de sulfate de calcium dihydrate. Qs 2=Q solide∗( Qsolide =

2 M ( H 2O ) ) M ( CaSO 4,2 H 2O )

%CaO ph∗Qph =331,55 T /h %CaO gypse

Qs 2=331,55∗(

2∗18 ) 154,19

Qs 2=77,41 T /h

 Eau évaporée  L’eau évaporée au niveau de l‘attaque est calculée à partir de la relation suivante : Qévaporée =

-

ΔH ΔH L

Calcul de ΔH au niveau du flash cooler

L’enthalpie de la bouillie à l‘entrée du flash cooler H B .e flash =QB .e flash C P e (T B . e −T )

Avec : - Débit de bouillie à l‘entrée du flash cooler :

QB .e =534,77 T /h

- Chaleur spécifique de la bouillie à l’entrée du flash cooler : Cp.e = 0,55 Kcal/Kg.°C ; - Température d’entrée de la bouillie au flash cooler : TB.e = 83°C ; - Température du refroidissement au sein du flash cooler (évaporateur sous vide) : T= 20°C ;

H B .e flash =534,77∗1000∗0,55∗(83−20) H B .e flash =18529774,55 Kcal/h

L’enthalpie de la bouillie à la sortie du flash cooler :

36

H S .e flash=QS .e flash C P e (T S . e −T )

Avec : -Débit de bouillie à la sortie du flash cooler : QB .e =534,77 T /h -Chaleur spécifique de la bouillie à la sortie du flash cooler : Cp.s = 0,56 Kcal/Kg.°C ; -Température de sortie de la bouillie du flash cooler : TB.s = 79°C ; - Température du refroidissement au sein du flash cooler (évaporateur sous vide) : T= 20°C ; H B .s flash =534,77∗1000∗0,56∗(79−20) H B .S . flash =17668795,13 Kcal /h

Donc : ∆ H =H B . e flash−H B . s flash

∆ H =860979,42 Kcal /h

-

Enthalpie de vaporisation de l’eau L (en kJ.kg-1) à la température t (°C) : L = 2535 - 2,9.t L = 2535 - 2,9*20

-

Dans ce cas, la chaleur latente d’évaporation d’eau est égale :

ΔHL = 592,58 Kcal/Kg -Donc le débit d‘eau évaporée : Qeau évaporée =1,45 T /h

b. Bilan eau au niveau de la concentration  Acide entrainée dans les buées 4,13 T/h Eau évaporée 91,3 T/h ‘ ?&

Alimentation d’acide 28% 201,2T/h

Concentration 37

Acide concentré 105,76T/h

Figure 12 : schéma bloc de concentration.

Q EAU =Qacide 28 %−Qacide 54 % −Q acide entrainée

Or, l’acide entrainé par les buées est calculé par la formule suivante : Qacide entrainée =

débit horaire de P2 O5 produit – (rendement∗débit horaire) rendement de laconcentration∗% P2 O5 acide 54 % Qacide entrainée =4,13T /h Q EAU =91,3 T /h

c. Bilan au niveau d’atelier phosphorique 

Eau de pulpe T/h Humidité de phosphate 13,96 T/h

Atelier phosphorique

Eau de l’acide 54% en P2O5 48,65T/h Eau de gypse 77,41 T/h Eau évaporée 92,75T/h

Eau de lavage 14,01 T/h Eau de H2SO4 3,85 T/h

Figure 13 : résumé de bilan d’eau au niveau d’atelier phosphorique.

2. Bilans des impuretés : Gaz

Pulpe Acide sulfurique

Attaque/filtration

Gypse

38

Acide 28%

Figure 14 : schéma bloc d’attaque filtration.

 Débit de solide au niveau d’atelier phosphorique : X Pulp QPulpe = X GYPSE QGYPSE + X ACIDE Q ACIDE

X GYPSE =

X GYPSE =

X Pulp Q Pulpe −X ACIDE Q ACIDE QGYPSE

0,66∗Q Pulpe −X ACIDE Q ACIDE Q GYPSE

X GYPSE =0,77

Solides dans l’acide 54% non clarifié : Qsolide d acide 54 % NCL =X solide d acide 54 NCL∗Q ACIDE54 % '

On a : X solides acide 54%=3,682% Donc :

'

Qsolide d acide 54 %NCL =3,71 %∗105,76 '

Q solide d acide 54 % NCL =3,92T / h '



Résume du bilan sur solides : Tableau 7 : bilan sur solide au niveau de l’atelier phosphorique

solide COMPOSITION

%

Pulpe

63,27

Gypse

77

acide 28%

3,68

acide54% N Cl

3,71

acide 54% CL

0,87

 Bilan de fluor

39

Débit de solide (T/h) 210,70 216,66 7,40 3,92 0,48

Le fluor est l’une des impuretés les plus importantes au niveau de la production d’acide phosphorique vue les différents impacts qu’elle a sur le processus de production, notamment son impact environnemental. Les courants qui contiennent cet élément sont :  La pulpe (ou le minerai de phosphate) ;  L‘acide 28% en P2O5 ;  L‘acide 54% en P2O5 NCL ; Tableau 8 : bilan sur le fluor au niveau de l’atelier phosphorique

fluor COMPOSITION

%

Débit (T/h)

Pulpe

2,2

7,50

Gypse

0,43

1,08

acide 28%

1,04

2,16

acide54% N Cl

0,63

0,67

acide 54% CL

0,17

0,09

 Bilan sur l’alumine L’alumine existe au niveau du minerai, de l’acide 28% en P 2O5, l’acide 54% en P2O5, au niveau du gypse. Tableau 9: bilan sur l’alumine au niveau de l’atelier phosphorique

ALUMINE COMPOSITION % Débit Pulpe 0,32 Gypse 0,18 acide 28% 0,17 acide54% N Cl 0,24 acide 54% CL 0,25

1,06 0,45 0,35 0,25 0,14

 Bilan sur le fer Le fer existe au niveau du minerai de phosphate, de l’acide 28% en P 2O5, l’acide 54% en P2O5, au niveau du gypse. Tableau 10 : bilan sur le fer au niveau de l’atelier phosphorique

Fer

40

COMPOSITION Pulpe Gypse acide 28% acide54% N Cl acide 54% CL

%

Débit 0,56 0,05 0,56 0,36 0,27

0,2% 0,02 0,27 0,34 0,48

 Bilan sur la silice : La silice est contenue dans les courants suivants :  La pulpe (ou le minerai de phosphate) ;  L’acide 28% en P2O5 ;  L’acide 54% en P2O5 NCL ;  L’acide 54% en P2O5 CL ; Tableau 11 : bilan sur la silice au niveau de l’atelier phosphorique

COMPOSITION pulpe gypse acide 28% acide54% N Cl acide 54% CL

silice %

1,17 0,47 0,12 0,22 0,22

Débit

3,88 1,18 0,25 0,23 0,12

 Bilan sur le magnésium : Puisque le magnésium passe entièrement dans l’acide lors de la production, donc le gypse ne contient pas cet élément. A signaler aussi que l’eau contient le magnésium mais en concentration très faible que l’on a négligée. Tableau 12 : bilan sur le magnésium au niveau de l’atelier phosphorique

Magnésium COMPOSITION % pulpe gypse acide 28% acide54% N Cl acide 54% CL

0,287 0 0,46 0,76 0,77

41

Débit(T/ h) 0,95 0,00 0,96 0,80 0,43

III. 

Etude de l’efficacité de l’échangeur tubulaire : Bilan sur l’échangeur tubulaire :

L’objectif de cette partie est de mesurer et comparer les flux thermique et le rendement de chaque échangeur de chaleur pour les quatre unités d’évaporation sous vide. L’équation du bilan avec changement d’état (condensation d’une vapeur puis refroidissement d’un liquide) s’écrit :

Φ=q mc∗I C + qmc∗cp C∗( T sC −T L )

Φ=−q mf∗cp f∗( T Sf −T ef )

Avec : Φ : Flux thermique échangé (Kcal/h) ;

q mc et q mf : Respectivement débits massiques des fluides chaud et froid en (Kg/h) ; I C : Enthalpie de condensation (kcal/kg) ;

cp v , cp C et cp f : Respectivement capacités thermique massique de la vapeur, du fluide chaud

et du fluide froid (Kcal/kg. K) ; T sC , T eC et T L : Respectivement température de sortie, d’entrée et de changement d’état du

fluide chaud ; T Sf et T ef  : Respectivement température de sortie et d’entrée du fluide froid ; cp v est déterminé à partir de la formule suivante : 2

cp v =a+bT + c T (en J /mol . K ,utilisable entre 300 et 1500 K )

Avec : a=30,330 ,



b=9,606. 10−3 , et c=1,183.10−6 ,

Efficacité d’un échangeur :

L’efficacité d’un échangeur (E), est égale au quotient du flux thermique échangé par le flux thermique maximum (lorsque la surface de l’échangeur tend vers l’infini). Le flux thermique maximum est obtenu lorsque la température de sortie du fluide chaud est égale à la température d’entrée du fluide froid (T Sc =T ef ¿. Dans ces conditions, et en remplaçant T Sf par T eC dans l’expression du flux thermique, l’efficacité d’échange est :

42

E=



( T SC −T Sf ) ( T eC −T ef )

Rendement :

Le rendement de l’échangeur thermique (η), se définit comme le quotient du flux thermique reçu par le fluide froid par le flux thermique cédé par le fluide chaud. η=



Les résultats :

43

Φf Φc

Tableau 13 : bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon I ….:::::::: Echangeur I ::::::::….

Moyenn e

P.V (bar )

Débit acide 28% (T/h)

débit vapeu r (T/h)

Te1 (ºC )

Ts1 (ºC)

Tc1 (ºC)

Tc2

Cp acide (kcal/Kg )

3

13133, 4

28

81, 1

83,8

157,5

117,5

0,5255

3

13133, 4

30,7

81, 9

84,8

156,3

121

3

13133, 4

30,1

82, 8

85,6 0

155,6

3

13133, 4

29,7

83, 3

86,1

3

13133, 4

29,8

83, 5

3

13133, 4

29,66

82, 5

Cpv

Φf (Kcal/h)

I (Kcal/

0,457 3

0,5255

122,1

156,1

86,3

85,3 2

(kcal/ kg K)

A

B

ΦC (kcal/h)

E (%)

η(%)

pert e (T/h )

Pertes (DH/ h)

451720,17

1,87

52,4

99,6

0,10

26,9

1,96

379260,88

2

47,5

99,5

0,16

40,5

651,84

1 ,96

346337,57

2

46,0

96,8

0,97

251,8

1,93

651,84

1,94

329786,30

1,97

46,2

98,1

0,55

143,2

1,93

651,84

1 ,94

330896,69

1,98

46,3

97,8

0,65

169,2

651,84

1 ,93

367600,32

1,97

47,7

98,4

0,49

126,3

(Kcal/h)

kg)

(Kcal/ h) 106

1,86

651,84

1,83

0,455 9

1,99

651,84

0,5255

0,456 0

1,93

122,5

0,5255

0,456 1

156,1

122,5

0,5255

0,456 1

156,3 2

121,1 2

0,5255

0,456

44

106

 1,93

106

Tableau 14 :bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon J ….:::::::: Echangeur J ::::::::….

Moyenn e

P.V (bar )

Débit acide 28% (T/h)

débit vapeu r (T/h)

Te1 (ºC )

Ts1 (ºC )

3

13133 , 4

28,3

83, 6

86, 3

157,5

114, 1

0,5255

3

13133 , 4

28,2

83, 7

86, 4

156,3

114, 3

3

13133 , 4

28,1

83, 5

86, 2

155,6

3

13133 , 4

27,8

83, 5

86, 2

3

13133 , 4

27,6

83, 3

28

83, 5

3

13133 , 4

Tc1 (ºC)

Tc2

Cp acide (kcal/Kg )

Cpv

Φf (Kcal/h)

I (Kcal/ kg)

(Kcal/h) 106

ΦC (kcal/h)

E (%)

η(%)

pert e (T/h )

Pertes (DH/ h)

0,457 3

1,86

651,84

1,85

553337,0 9

1,9

58,7

98,1

0,55

141,8

0,5255

0,457 3

1,86

651,84

1,84

545709,1 8

1,89

57,9

98,5

0,44

113,6

113, 8

0,5255

0,457 3

1,86

651,84

1,83

557905,3 9

1,88

58,0

98,7

0,36

93

156,1

113, 7

0,5255

0,457 3

1,86

651,84

1,81

554745,2 0

1,88

58,4

99,8

0,06

16,1

85, 9

156,1

113, 1

0,5255

0,457 3

1,79

651,84

1,8

567410,1 0

1,86

59,1

96,7

0,91

237,5

86, 2

156,3 2

113, 8

0,5255

0,457

1,85

651,84

1,83

847602,3 1

1,88

58,4

98,3

0,46

120,4

(kcal/ kg K)

45

106

A

B

(Kcal/h)

106

….:::::::: Echangeur k ::::::::….

Moyenn e

P.V (bar )

Débit acide 28% (T/h)

débit vapeu r (T/h)

Te1 (ºC )

Ts1 (ºC)

Tc1 (ºC)

Tc2

3

13133, 4

27,6

3

13133, 4

3

83, 6

86,2

157,5

117,5

0,5255

28,6

83, 4

86,1

156,3

115,7

13133, 4

29,5

83

85,8

155,7

3

13133, 4

29,4

82, 7

85,4

3

13133, 4

31,1

83, 8

29,24

83, 3

3

13133, 4

Cp acide (kcal/Kg )

Cpv

Φf (Kcal/h)

I (Kcal/ kg)

(Kcal/h) 106

0,457 3

1,8

651,84

18

0,5255

0,457 3

1,86

651,84

115

0,5255

0,457 3

1,93

156,1

115,6

0,5255

0,457 3

86,8

156,1

117,8

0,5255

0,457 3

86,0 6

156,3 4

116,3 2

0,5255

0,457 3

(kcal/ kg K)

ΦC (kcal/h)

E (%)

η(% )

pert e (T/h )

Pertes (DH/ h)

445267,0 2

1,84

54,1

97,3

0,74

191,5

186

513177,9 3

1,92

55,7

97,3

0,78

202,5

651,84

192

550096,4 4

1,98

56,0

97,7

0,68

176,4

651,84

192

530489,5 8

1,97

55,2

94,6

1,58

411,5

2,07

651,84

203

492348,0 3

2,08

53,0

99,7

0,09

23,3

1,91

651,84

191

506275,8 0

1,96

54,8

97,3

0,77

201

106

1,86

A

B

(Kcal/h)

106

Tableau 15 : bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon K

46

Tableau 16 : bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon L ….:::::::: Echangeur L ::::::::….

Moyenn e

P.V (bar )

Débit acide 28% (T/h)

débit vapeu r (T/h)

3

13133, 4

30,8

3

13133, 4

3

Te1 (ºC )

Ts1 (ºC)

Tc1 (ºC)

Tc2

Cp acide (kcal/Kg )

83, 5

86,4

157,5

123,3

0,5255

30,7

83, 4

86,3

156,3

123,2

13133, 4

30,8

83, 2

86,1

155,7

3

13133, 4

30,7

83, 1

86

3

13133, 4

30,7

83

3

13133, 4

30,74

83, 2

Cpv

Φf (Kcal/h)

I (Kcal/ kg)

(Kcal/h) 106

ΦC (kcal/h)

E (%)

η(% )

pert e (T/h )

Pertes (DH/ h)

0,457 4

2

651,84

2

317217,9 5

2,04

46,2

98,1

0,57

148,9

0,5255

0,457 4

2

651,84

2

319275,8 0

2,03

45,4

98,4

0,48

124,1

123,1

0,5255

0,457 4

2

651,84

2

323413,6 2

2,04

45,0

98,1

0,58

151,3

156,1

122,9

0,5255

0,457 4

2

651,84

2

328539,1 2

2,03

45,5

98,4

0,49

127,7

85,9

156,1

122,7

0,5255

0,457 4

2

651,84

2

334714,6 7

2,04

45,7

98,4

0,50

130,1

86,1 4

156,3 4

123,0 4

0,5255

0,457 4

2

651,84

2

324632,2 3

2,04

45,6

98,3

0,52

136,4

(kcal/ kg K)

47

106

A

B

(Kcal/h)

106

48

L’analyse des tableaux 13, 14, 15 et 16 montre que :



La partie la plus importante du flux thermique cédé par le fluide chaud est consécutive à la condensation (A) ;



Les rendements et les efficacités sont presque identique pour les quatre échangeurs ;



Lorsque l’efficacité d’échangeur diminue, la quantité de vapeur introduite à l’échangeur augmente pour garder la même production.



La principale cause décroissement

de l’efficacité, c’est l’encrassement de

l’échangeur, ce qui conduit à la surconsommation de la vapeur d’eau. 

49

CHAPITRE 4

Diagnostique et analyse de la problématique

RESUME Ce chapitre contient une étude analytique sur l’unité de concentration afin de déterminer les causes de la consommation élevée

de

la

vapeur

d’eau,

et

le

pourcentage d’arrêts due à la formation de solide

au

barométrique

50

niveau

du

condenseur

Chapitre 4 Diagnostique et analyse de la problématique

I.

Etude analytiques des échelons

La consommation de la vapeur d’eau pour les quatre échelons est présentée dans le graphe suivant : 90000 80000 70000 60000 50000 40000

PAP Prévue

30000 20000 10000 0

0 0 0 0 0 0 0 1 1 1 0 0 0 0 0 -1 n-1 b-1 -1 b-1 -1 -1 y-1 n-1 -1 g-1 p-1 ct-1 v-1 -1 l r r c r n u e a a p a J Ja Ja Ju O Fe Se D Fe A Au No M M M

Figure 15 : comparaison de la consommation de la vapeur réalisée et prévue pour l’atelier de PAP en 2010

La consommation de la vapeur d’eau présenté dans la figure 15, montre que la consommation de la vapeur est instable, varie suivant plusieurs paramètres tel que la cadence de marche, le taux de disponibilité des échelons… ; pour l’année 2010, janvier, février et mars 2011, on observe que la consommation de la vapeur pour l’unité de concentration est généralement inférieur à celle prévue, sauf pour le mois de juillet 2010 et mars 2011. Les principales sources de la surconsommation sont :  Les arrêts imprévus.  La qualité de l’acide 28%.  La qualité de la vapeur d’eau livrée par la CTE.  La stabilité production par échelon et entre les échelons

51

1. Les arrêts imprévus : Les arrêts soit prévus ou non, causent en général une diminution du taux de production et pénalise la productivité et induit par la suite à une surconsommation de la vapeur d’eau. Pour cela on a calculé le taux de disponibilité moyen des 4 échelons. 100% 80% 60% 40% 20%

Mar-11

Feb-11

Jan-11

Dec-10

Oct-10

Sep-10

Aug-10

Jul-10

Jun-10

May-10

Apr-10

Feb-10

Jan-10

0%

Figure 16: le pourcentage du taux de disponibilité des 4 échelons en 2010

La figure 16, montre qu’on n’arrive pas à atteindre un taux de disponibilité de 100%, et pour les mois janvier, février 2010, février 2011 ont un taux de disponibilité faible ; L’indisponibilité des échelons de concentration est dû aux : -

Arrêts imprévus tels que le bouchage de pompes de circulation de l’acide, déclenchement par eau de bourrage (ce derniers quoique sa durée est courte mais sa fréquence de répétition est considérable), le déclenchement de l’électricité suite à une anomalie au niveau de la centrale thermoélectrique, et l’encrassement des échangeurs ….

-

Arrêts prévus comme les arrêts dus à la formation du fluosilicates au niveau du condenseur barométriques (lavage périodique) et qui nécessitent un temps de lavage considérable et une consommation élevée de la vapeur pour chauffer l’acide 28% et atteint le point de fonctionnement.

52

120% 100% 80% taux de disponibilité

60% 40%

cadence de marche Mar-11

Feb-11

Dec-10

Nov-10

Oct-10

Aug-10

Jul-10

Jun-10

May-10

Mar-10

Jan-10

0%

Feb-10

20%

Figure 17.a : variation du taux de disponibilité et la cadence de marche 40 35 30

(T/h)

25 20 15 10

Mar-11

Feb-11

Dec-10

Nov-10

Oct-10

Aug-10

Jul-10

Jun-10

May-10

Mar-10

Jan-10

0

Feb-10

5

Figure 17.b : variation de la productivité Figure 17: la comparaison du taux de disponibilité, la cadence du marche et la productivité des 4 échelons en 2010

La figure 17.a, montre que la cadence de marche connue des fluctuations entre les mois et le taux de disponibilité des échelons est faible pour le mois de janvier, février 2010 et février 2011 ; La figure 17.b, montre que la productivité du mois de janvier 2010 est élevée, puis elle diminue pour atteindre un taux presque constant. On déduit que pour avoir une certaine productivité et en face de la contrainte de l’indisponibilité des échelons d’évaporation sous vide, on augmente les cadences de production ce qui augmente la consommation supplémentaire de la vapeur d’eau.

53

On peut tirer alors que quoique le taux de disponibilité est important dans la production mais il peut être dépassé en jouant sur la cadence afin d’avoir la productivité désirée. Le tableau 17 présente les heures d’arrêts imprévues survenus pendant 2010 : Si on produit à une cadence seulement de 100% on produit 15,42 tonne de P2O5/h C'est-à-dire une production de : Tableau 17 : taux d’arrêts et son influence sur la production Mois

production de P2O5 NCL (T) 7074,2

la production prévue (T) 22 555

cadence de marche (%) 63

perte (%)

janvier

Les heures d'arrêts (h) 728:22:00

février

330:40:00

4333,1

9 975

85

43,44

mars

575:19:00

7184,3

27 568

81

26,06

avril

659:40:00

6610,3

33 987

65

19,45

mai

480:40:00

5335,3

35 099

72

15,20

juin

328:02:00

4500,8

33 987

89

13,24

juillet

88:40:00

1257,5

33 987

92

3,70

août

180:35:00

2783,9

33 987

100

8,19

septembre

197:34:00

3167,8

33 987

104

9,32

octobre

191:55:00

2869,8

33 987

97

8,44

novembre

158:30:00

2248

33 987

92

6,61

décembre

-

-

33 987

99

-

31,36

2. La qualité d’acide 28% : 

Titre de l’acide :

Le titre de l’acide à l’entrée des unités de concentration doit être 28% en P 2O5. Alors que le titre en réalité connait de grandes fluctuations en fonction de la qualité du phosphate pour atteindre parfois un titre de 25% en P2O5. Dans ce cas on doit soit augmenter la consommation de la vapeur sans augmenter la productivité, soit réduire la cadence de marche ce qui pénalise la productivité de l’installation. La teneur du P2O5 dans l’acide dilué agit sur la capacité de production de l’échelon d’une façon directe. Cette capacité diminue suivant la relation suivante : On a:

P=Q1∗C1=Q2∗C 2

Et:

V =Q1−Q2

D’ou:

Q 1=

P C1

et

54

Q 2=

P C2

V =P (

Donc :

1 1 − ) C2 C2

Avec : C1 =la concentration en P2O5 de l’acide dilué. C2=la concentration en P2O5 de l’acide concentré. Q1=le débit massique de l’acide dilué. Q2=le débit massique de l’acide concentré. V=la quantité de vapeur d’eau évaporée pour une tonne de P2O5. P=production horaire en tonne de P2O5/ h. Pour illustrer la validité de cette relation, on varie le titre d’acide 28% en P 2O5 à l’entrée de l’échelon et on calcule la productivité d’acide 54% en P 2O5, pour la valeur de référence on considère une cadence de marche de 100%, c'est-à-dire une productivité de 15.42 T P2O5/h, les résultats sont présentés dans le tableau 18 : Tableau 18 : l’influence du titre d’acide dilué sur la productivité de l’échelon

C1

C2

Quantité d’eau évaporée (m3 /h)

Productivité (T P2O5/h)

0,28 0,275 0,27 0,265 0,26 0,255 0,25

0,54 0,54 0,54 0,54 0,54 0,54 0,54

26,5 26,5 26,5 26,5 26,5 26,5 26,5

15,42 14,86 14,32 13,80 13,30 12,81 12,34

% de chute de capacité de production référence 4% 7% 11% 15% 20% 24%

Lorsque le titre d’acide 28% en P2O5 diminue, la productivité de l’échelon diminue ce qui conduit à l’augmentation de la cadence de marche pour garder la productivité prévue, donc augmentation de la consommation de la vapeur. 

Les impuretés à l’entrée de l’échelon :

La qualité de l’acide dilué à l’entrée des échelons de concentration a une influence capitale sur la marche de l’unité .Ses impuretés conduisent dans la plupart des cas à l’encrassement des tubes de l’échangeur ce qui réduit l’efficacité de l’échange voire même le bouchage complet des tubes ,car à la sortie de l’échangeur on a une température de 85,3°C est à peu prés égale à 86 qui est une température favorisant ainsi la reconversion de l’hémihydrate-dihydrate en anhydride insoluble dans l’eau.

55

Plusieurs impuretés sont présentes dans l’acide 28%, on citera ici les impuretés qui influencent la CAP, en particulier les échangeurs de chaleur.

 Calcium et sulfate (CaO et SO3 ) : Du fait que le procédé est dihydrate, la cristallisation s’opère dans un excès de SO 4 2-.Si les ions Ca2+ sont excédentaire, les cristaux formés sont très minces ce qui provoque leur entraînement avec l’acide .Il est à noter que les composés à base de calcium sont les principaux dépôts des échangeurs.  Silice (SiO2 ) : Combiné avec le fluor améliore l’unité attaque-filtration, néanmoins le rapport SiO2 /F - doit être suivi avec précaution, car la présente de toute ces impuretés mènent à des réactions chimiques secondaires dont les sels résiduaires sont les produits, ces derniers constituent les principaux dépôts au niveau des échangeurs de chaleur et donc une réduction de cadence de marche et la chute de capacité de production sont des conséquences immédiates d’un encrassement prématuré de l’échangeur.  Strontium : Sr Le composé SrSO4 possède un minimum de solubilité à 40% de P2O5 dans l’acide. Ces précipités peuvent causer de sérieux problèmes d’incrustation dans les échangeurs de chaleur. Le composé SrSO4 a aussi comme effet la réduction de la capacité de l’unité de concentration à cause des incrustations et il influence la conversion de l’hémihydrate au dihydrate. Ainsi les impuretés influençant les échangeurs de chaleurs, vont diminuer sa capacité d’échange et ce qui va causer par la suite une sur demande de la vapeur d’eau.

56

3. Comparaison entre la consommation de la vapeur réelle de PAP et celle envoyée par la centrale thermoélectrique Tableau 19: comparaison de la consommation de la vapeur entre le PAP et l’utilité

mois

PAP

utilités

janv-10 févr-10 mars-10 avr-10 mai-10 juin-10 juil-10 août-10 sept-10 oct-10 nov-10 déc-10 janv-11 févr-11 mars-11

35946 51289 46721 59036 75773 81804 79047 78931 76234 71438 71886 61823 18120 69699

38221 66330 61145 70193 83106 91191 86760 86188 86118 82967 84766 73976 19636 80558

Taux de différence 6% 23% 24% 16% 9% 10% 9% 8% 11% 14% 15% 16% 8% 13%

Le tableau 19, montre que la consommation de la vapeur d’eau selon l’utilité (centrale thermoélectrique) en tonne/h est toujours supérieure à celle consommée selon l’atelier d’acide phosphorique (PAP) avec un taux de différance qui peut aller jusqu’à 24%. Causes probable:    

Une fuite dans les conduites de la vapeur, Un problème au niveau des débitmètres (étalonnage), Une mauvaise isolation des conduites. Comparaison de la consommation spécifique :

2.50 2.40 2.30

rélisée consigne Linear (consigne)

2.20

57

Mar-11

Feb-11

Dec-10

Nov-10

Oct-10

Aug-10

Jul-10

Jun-10

Apr-10

Mar-10

Dec-09

2.00

Feb-10

2.10

Figure 18: comparaison de la consommation spécifique par rapport à la consigne

La figure 18, montre que la consommation des mois de février dépasse la consigne, on peut expliquer que cette augmentation durant le mois de février par la faible disponibilité des 4 échelons, ce qui conduit a augmenter la cadence de marche pour assurer la productivité prévue pour ce mois , est alors la surconsommation de la vapeur d’eau . 4. La stabilité de production par échelon et entre les échelons Afin de mettre en évidence l’influence de la formation du fluosilicate dans le circuit de lavage des gaz issus du bouilleur sur la production, on va étudier la fréquence des arrêts des échelons causées par : 

Bouchage du laveur des effluents gazeux (séparateur, condenseur) ;



Désencrassement et lavage du condenseur.

Le tableau suivant présent les heures d’arrêts due à la formation des fluosilicates et les arrêts totales au niveau de chaque échelon, pendant l’année 2010 : Tableau 20 : Nombre des heures d’arrêts causés par la formation des fluosilicates

I

J

K

L

janvier

__

__

__

__

février

0

13:10

0

0

mars

26:20:00

31:49:00

41:35:00

0

avril

26:20:00

25:45:00

0

0

mai

0

6:55:00

6:25:00

4:05:00

juin

9:50:00

5:20:00

3:20:00

3:10:00

juillet

0

20:30:00

2:20:00

3:30:00

août

29:45:00

0:00:00

28:05:00

16:10:00

septembre

5:10:00

3:00:00

4:05:00

2:00:00

octobre

16:20:00

0

0

13:15:00

novembre

3:35:00

28:15:00

0

0

décembre

__

__

__

__

somme

117:20:00

134:44:00

85:50:00

42:10:00

arrêts totaux

1279:45:00

1614:39:00

1421:29:00

1007:22:00

Tableau 21: pourcentage des arrêts en heures causés par la formation des fluosilicates

58

échelon

% Arrêts causé par la formation de fluosilicate 9%

I J

8%

K

6%

L

4%

A la lecture des résultats, on constate que le pourcentage d’arrêt des échelons est significatif du fait que le taux de formation du solide est élevé. Cela est dû à la quantité importante de fluor qui se trouve dans l’acide 28%. Le fluor qui se trouve dans l’acide phosphorique existe sous forme d’acide fluosilicique et fluorhydrique, ainsi que les traces des sels fluosilicates. L’acide fluosilicique sous l’effet de la température subit une dissociation selon la réaction suivante : H2SiF6



SiF4 + 2 HF

Lors de la concentration d’acide 28%, une quantité importante des composés fluorés passe à la phase vapeur, sous forme d’HF et SiF6. En conséquence de ces phénomènes, les gaz issus du bouilleur passent à travers un séparateur pour éliminer les gouttelettes d’acide entrainées puis les effluents gazeux passent vers un laveur de gaz (condenseur barométrique). Sous l’effet des conditions opératoires de la condensation qui se fait en co-courant par l’eau de mer, injectée par un pulvérisateur à brouillard, il s’en suit que le SiF62- se condensent et se combinent à Na+ pour donner Na2SiF6 qui est un solide blanc très dur dont l’épaisseur augmente avec le temps jusqu’au bouchage de l’entrée du condenseur entrainant l’arrêt de l’échelon. De ce fait, l’accumulation des solides formés lors du lavage des gaz nécessite un entretien périodique de la garde hydraulique et du laveur des gaz (chaque 160 heure de fonctionnement de l’échelon).

59

Les actions correctives : - Dimensionnement d’un échangeur tubulaire - Dimensionnement d’une colonne de récupération du fluor

CHAPITRE 5

RESUME : Ce chapitre présente les solutions proposées pour augmenter l’efficacité de l’unité de concentration, ces solutions sont : l’installation d’un échangeur de préchauffage de l’acide 28% et une colonne de récupération de fluor ;

60

Chapitre 5 Les actions correctives Les chapitres précédents, ont permis d’étudier les différents aspects du phénomène de la consommation supplémentaire de la vapeur d’eau, de nous donner une vison claire et détaillée sur les problèmes existants, et même d’évaluer les performances de l’unité CAP, à ca stade on passe à l’optimisation de la consommation de la vapeur d’eau, et elle s’effectuera en deux parties. A la suite de l’étude technique une étude économique s’avère nécessaire afin de justifier l’investissement dans un tel projet. Cette étude nous permettra, connaissant le montant de l’investissement, de déterminer la rentabilité du projet.

I.

Partie 1 : Dimensionnement d’un échangeur de chaleur :

Cette partie consiste à dimensionner un nouvel échangeur thermique qui va assurer le chauffage de l’acide 28% d’une température de 58 °C à une température de 71°C, et ceci avec des condensats récupérés, à une température de 122°C, de l’échangeur thermique existant.

Figure 19 : schémas descriptif de l’échangeur à tube et à calandre

L’ajout de cet échangeur va permettre de diminuer la température à la sortie du premier échangeur et par conséquent diminuer la consommation de la vapeur au niveau de ce dernier.

61

1. Détermination de la quantité de vapeur optimisée :  Calcul de la température du mélange à l’entrée du bouilleur: Conservation de la quantité de chaleur : Q˙ 1 × Cp 1 × ( T m −T 1 ) =−Q˙ 2 × Cp2 ×(T m−T 2)

D’où T m=

Q˙ 2 × Cp2 ×T 2 + Q˙ 1 × Cp1 ×T 1 ( Q˙ 1 ×Cp1 + Q˙ 2 × Cp2)

Avec Q˙ 1 : Débit massique de l’acide 28% (kg/h). Q˙ 2 : Débit massique de l’acide 54% (kg/h).

Cp1: Capacité calorifique de l’acide 28% (kcal/°K kg). Cp2: Capacité calorifique de l’acide 28% (kcal/°K kg).

T m: Température du mélange (°K). T 1: Température de l’acide 28% (°K).

T 2: Température de l’acide 54% (°K).

L’objectif est de maintenir T m constante et de diminuer la température à la sortie du premier échangeur, en effet l’ajout d’un deuxième échangeur pour le préchauffage de l’acide 28% va aider à réaliser cette diminution. 

Calcul de la température à la sortie du premier échangeur après modification apportée :

En utilisant la même formule : Q˙ 1 × Cp 1 × ( T m −T 1 ) =−Q˙ 2 × Cp2 ×(T m−T 2)

T 2=



Q˙ 1 ×Cp1 × ( T m−T 1 ) +T m Q˙ 2 × Cp 2

Calcul de la quantité de chaleur échangée avant modification :  ˙ 54 % × Cp acide 54 % × ( T e échangeur 54−T s échangeur 54 % ) ϕ =Q acide

Avec : ϕ

: Quantité de chaleur échangée (kcal/h).

Cpacide 54 % : Capacité calorifique des condensats (kcal/°K kg). T s échangeur 54 % : Température de sortie des condensats (°K).

62

T eéchangeur 54 : Température de l’entrée des condensats (°K).

 Calcul de la quantité de chaleur échangée après modification :  ˙ 54 % × Cp acide 54 % × ( T e échangeur 54−T s échangeur 54 % ) ϕ =Q acide

2. Présentation des résultats :  Quantité d’énergie optimisée : L’ajout de l’échangeur de préchauffage de l’acide 28%, permet d’optimiser une quantité importante de l’énergie (tableau 22), cette quantité présente un gain horaire de 314Dh/h . Tableau 22: la quantité d’énergie optimisée après l’installation du nouveau échangeur Tmélange sans chauffage avec chauffage

Tacide 28%

Tacide 54%

Tac 54% E.éc

Φ (Kcal/h)

355,16

331

358,32

355,5

19462516,8

355,16

348

358,23

355,5

18841372,6

Φ (Kcal/h) économisée 621144,15

Tableau 23: représentation du gain après le préchauffage Φ (Kcal/h) économisé e 621144,15

quantité en Kg/h

1210,45

prix de la vapeur (tonne/Dh ) 260,00

Le gain en DH/h

314,72

Gain annuelle(DH)

2756928,62

3. Caractéristique du nouvel échangeur :  Une étude bibliographique nous a permis de choisir un échangeur, à tube et calandre standard Américain TEMA (Tubular Exchanger Manufacture Association), utilisé en grande partie dans les industries chimiques. Pour son efficacité, on adoptera un écoulement à contre courant au lieu d’un écoulement à co-courant.  Hypothèses de calculs : Quelque hypothèse en été adopté afin de simplifier les calculs, à savoir : -

La vitesse d’écoulement est uniforme côté tubes et côté calandre.

-

L’échangeur de chaleur fonctionne en état stationnaire. 

-

Les températures d’entrée et de sortie de chaque fluide sont uniformes sur chaque section de passage.

63

 Choix des matériaux de construction : Le matériau choisi c’est l’acier inoxydable ; Les détails des calculs de dimensionnement de l’échangeur sont présentés dans l’annexe D. 4. Résultats du calcul de l’échangeur : Cette partie contient les différents paramètres utiles pour le dimensionnement de l’échangeur thermique, et les résultats de dimensionnement tel que : -

les caractéristiques des fluides chaud et froid circulant dans l’échangeur représentés dans le tableau 24.

-

Les facteurs de correction de l’échangeur (tableau 25).

-

Caractéristique des faisceaux cotés tube (tableau 26).

-

Caractéristique de la calandre (tableau 27).

-

Pertes de charges à l’intérieur et à l’extérieur des tubes (tableau 28 et 29)

-

La résistance d’encrassement (tableau 30)  Données des fluides froid et chaud : Tableau 24: les caractéristiques des fluides d’échange Condensat

Acide phosphorique 28%

débit massique (Kg/h)

27922,00

64300

débit massique (Kg/s)

7,76

17,86

1,0057

0,719305

18,0158

98

941,1

1286

395

331

373 0,000225

344 0,002

0,6839

0,449

Cp de l'eau

(Kcal/Kg.K)

Masse molaire

(g/mole)

Masse volumique (Kg/m3) Température d'entrée (K) Température de sortie ( K) viscosité dynamique µ ( Pa.s) Conductivite thermique λ (W/m.K)

La quantité de chaleur échangée est Q = 601267,05 kcal/h

 Calcul du ΔTml et Us : Tableau 25: les facteurs de correction de l’échangeur Paramètres corrigé

64

∆T moyenne logarithmique

46,35

_

Us en Kj/s.m2.°C

950

948,22

1,10

E

0,20

1,10 _

R Coefficient de correction F

1,69

_

0,99

_

Us en Kcal/h.m2.°C

 Caractéristique des faisceaux tubulaires : Tableau 26 : caractéristique des faisceaux coté tube Paramètres de l’échangeur Surface d'échange ( m2) longueur de l'échangeur (m) diamètre externe (mm) diamètre externe (m) nombre de tubes totaux nombre de tubes par passe diamètre interne (mm) diamètre interne (m) section du tube (cm2) section du tube (m2) vitesse d'écoulement (m/s)

paramètres corrigé 13,82

13,79 2,22 19,05 0,01905 103,81 51,9 14,83 0,01483 172,73 0,017273 1,55

104 52 -

La vitesse d’écoulement d’acide 28% dans les tubes est dans l’intervalle de la vitesse convenable pour un fluide peu visqueux 1 à 2 m/s.

 Caractéristique de la calandre : Tableau 27 : caractéristique de la calandre Espacement entre chicanes B

(m)

0,249

diamètre de la calandre Dc le pas (m)

(m)

0,253 0,0254

section de passage at (m2)

0,01574925

vitesse massique transversale (kg/m2.s)

479,31

vitesse massique longitudinale (kg/m .s) 2

1463,63 0,0241

diamètre équivalent m

 Pertes de charges à l’intérieur et à l’extérieur des tubes : Tableau 28 : pertes de charge à l’intérieur des tubes

Pertes de charge à l'intérieur des tubes Reynolds Re Prindlt Pr

14744,98 13,39

65

Nusselt hi (w/m2.k-1) coefficient de friction f Perte de charge dans les tubes (Pa) Perte de charge dans les tubes en (Kg/cm2)

138,64 4197,67 0,01236315 23732,10 0,242

Tableau 29: pertes de charge à l’extérieur des tubes Pertes de charge à l'extérieur des tubes Re 51310,87 Pr 1,38 Nusselt Nu 156,23 2 1 he (w/m .k- ) 5608,67 Re transversale 51310,87 coefficient de friction f 0,213537 nombre de chicane 8 perte de charge longitudinale Gl 1463,63 2 ΔP (Kg/cm ) 0,02 perte de charge transversale ft 0,01236315 N 7,47 2 ΔP (Kg/cm ) 0,242 Pertes de charge total ΔPt 0,220 Kg/cm2

∆Pi = 0.220 Kg/ cm2 (inférieure à la perte de charge admissible 0,35 Kg/cm2