Master Chimie Paris Centre 1. Spécialité : Ingénierie ...2djphotopium.free.fr/cariboost_files/DDVprojetsimulationRAPPORT.pdf · colonne de distillation (Figure 9), il sera possible

Clémence RIGAUDEAU, Ilakkia SIREETHARAN, Auriane SAINTOT, et David DEVESA-VELASCO: Acétone

Projet Outils Numériques pour le Génie Chimique (2012-2013)

Master Chimie Paris Centre Spécialité : Ingénierie Chimique NC 882-CGP 230 2012-2013

1.

Acétone

Clémence RIGAUDEAU, Ilakkia SIREETHARAN, Auriane SAINTOT et David DEVESA-VELASCO

Résumé : Actuellement, la méthode la plus utilisée pour produire l’acétone est le procédé au cumène, à partir de benzène et de propène. La production mondiale d'acétone est de l'ordre de 1,5 millions de tonnes par an. L'objectif de ce projet est d'étudier un procédé alternatif de production de l'acétone sans benzène, à partir de l’isopropanol. Pour cela les différents courants de matière ont été estimés par Excel pour une production annuelle de 50000T d’acétone par an. Le but étant de calculer à l’aide du solveur le flux d’entrée F1 afin d’obtenir un flux d’acétone en sortie de 107,8kmol/h. Ensuite une simulation complète du procédé par la modélisation Hysys a été réalisée. Pour ce faire, un certain nombre de paramètres a dû être posé en ce qui concerne le dimensionnement du réacteur, le fluide caloporteur ou encore la colonne de distillation.

1. INTRODUCTION

L’acétone est généralement produite dans des quantités commerciales durant la formation du phénol. En effet, durant cette réaction, l’acétone est un sous-produit réutilisable, mais les révisions faites par la FDA concernant le benzène rendent ce procédé inutilisable par la présence de dérivés benzénique et de phénol. Une alternative intéressante est la déshydrogénation catalysée de l’isopropanol (IP)(propan-2-ol). Néanmoins, deux réactions secondaires l’accompagnent : la formation de propène (PY) et la formation de di-isopropyl éther (DE).

Figure 1. Réactions considérées

La condensation (2) est significative aux faibles températures, la déshydratation (3) est quant à elle significative à haute température.

2. PROCÉDÉS ÉTUDES

Ce projet est basé sur les documents fournis par la West Virginia University [1] dans lesquels deux procédés sont décrits. Dans le document « a » les principales opérations unitaires sont posées (Figure 8) et nous permettent une première approche ainsi que les calculs des différents flux matières lors de chaque opération à l’aide d’Excel. L’objectif principal

de cette première partie est de déterminer le flux entrant d’IP pour pouvoir modéliser le procédé sous Hysys, connaissant le flux d’acétone en sortie. Ainsi, à l’aide du document « b » qui développe plus en détail le procédé en considérant, par exemple, les échangeurs de chaleur et en incluant une colonne de distillation (Figure 9), il sera possible de mettre en œuvre la simulation sous Hysys dans une seconde partie. Cette seconde partie consiste non seulement à modéliser le procédé, plus détaillé, du document « b » sur Hysys, mais également à étudier l’influence de certains paramètres (dimensionnement du réacteur, nombre de tubes, flux du fluide caloporteur) sur son rendement. Ces paramètres sont ensuite fixés pour obtenir les résultats souhaités.

3. DESCRIPTION DE LA MODÉLISATION

3.1 Bilan matière sous Excel

Le procédé utilisé pour le bilan matière est celui figurant sur le document « a ». Le schéma du procédé est disponible en annexe (Figure 8). Ce procédé doit générer 50000 tonnes d’acétone par an, sachant que l’installation est utilisée pour 8000 h par an (Doc.b p .7), le flux d’acétone final devra

être :

⁄ ⁄ ⁄

Pour ce bilan, il est nécessaire de choisir une température de réaction qui est liée au taux de conversion en isopropanol et aux sélectivités des réactions (Tableau 7). La température choisie est 340°C, ce qui correspond à la limite de validité de la loi cinétique de la réaction 2 (voir 3.2).



Le détail des calculs utilisés dans cette partie est expliqué ci-dessous. Les résultats des différents flux se trouvent après les calculs (Tableau 6). Flux 1 : Pour commencer, nous posons un flux initial en IP : F1=1000 kmol/h. Ce flux est constitué de 88% en masse d’IP et le reste en eau. Le pourcentage molaire en eau et en IP dans le flux entrant peut donc être calculé. 1000 g de solution entrante correspondent à 880 g d’IP (M = 60 g/mol) et 120 g d’eau (M = 18 g/mol).

Donc, et .

Flux 2, sortie du réacteur : Afin de déterminer ce qui a été consommé en IP et ce qui a été produit au cours des réactions, des tableaux d’avancement ont été établis, en posant x = flux d’acétone en kmol/h.

Réaction 1 IP AC H2

F1IP - x x x

Tableau 1. Avancement réaction de synthèse de l'acétone

Réaction 2 2 IP DE H2O

F1IP – 2*0,007x

2*0,007x 2*0,007x

Tableau 2. Avancement de la réaction de synthèse de l'éther

A 340°C,

donc

.

Réaction 3 IP PY H2O

F1IP – 0,12x

0,12x 0,12x

Tableau 3. Avancement de la réaction de synthèse du propène

A 340°C,

donc

Ainsi, la consommation totale en IP est : A cette température, la conversion en IP est de 81,3% donc la consommation en IP est aussi égale à . Le flux d’entrée F1 étant imposé, ces deux formules permettent de trouver x, le flux molaire en acétone créé puis les flux des autres produits formés durant la réaction. Il faut noter que de l’eau est formée dans le réacteur, en plus de la quantité déjà présente dans le flux d’entrée soit :

Flux 3, eau de lavage : Il est précisé dans le

document « a » que

donc

Flux 4 et 5, flux sortant de la colonne de lavage : La totalité des gaz légers (HY, PY) sortent dans le flux

4 :

. Les bilans du

flux 5 sont donc les suivants :

Flux 6 et 7, séparation liquide/vapeur au niveau du séparateur flash : Les phases vapeurs et liquides sont supposées à l’équilibre et peuvent être reliées par la relation suivante : . Les valeurs de Ki sont déterminées à l’aide d’Hysys en créant un flux de même composition que le flux 5, à 0,5 atm et 63°C (Tableau 4). Cette température est optimale pour obtenir une séparation liquide/vapeur avec une phase vapeur majoritaire afin d’obtenir le plus d’acétone possible en sortie.

Produits Ki (63°C, 0,5atm)

AC 20,12475155 Water 0,452958632

IP 8,156468693 DE 4,965881366

Tableau 4. Valeurs des Ki obtenus par Hysys à 0,5 atm et 63°C

Sachant que ∑ et ∑

, alors

∑ , soit ∑

. De

plus, sachant que et , la relation suivante est obtenue :

∑

Avec

.

Les valeurs de Ki et de zi étant connues, v’ est calculé à l’aide du solveur sous Excel. Ensuite,

connaissant

et , il est

possible de déterminer les valeurs de V et L :

v' V (kmol/h) L (kmol/h)

0,98417 193,759 3,1160 Tableau 5. Valeurs de v', du flux de vapeur V et du flux

liquide L

Flux 6, flux gazeux sortant de la séparation flash : Le flux de vapeur V est calculé et correspond au flux total en 6. Les valeurs de yi sont retrouvées grâce aux xi calculés dans le flux 7 tel que : . Ainsi, les flux de chaque composant sont déterminés avec .



Flux 7, flux liquide sortant de la séparation flash : v’ étant maintenant connu, les xi peuvent être calculés :

Les flux de chaque composant sont ensuite trouvés avec . Flux 8 et 9, flux sortant de la distillation : ici, la distillation est supposée parfaite donc

Le flux d’entrée F1 est finalement calculé à l’aide du solveur d’Excel. L’objectif est de déterminer le flux entrant connaissant le flux d’acétone qui doit être produit : 107,8kmol/h. Ainsi, pour F1 = 218,9 kmol/h, F8=107,8 kmol/h. Les résultats des différents flux calculés avec un flux d’entrée égale à 218,9kmol/h sont indiqués Tableau 6.

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

Tableau 6. Résultats des différents flux calculés en kmol/h

3.2 Modélisation sous Hysys

Cette partie est basée sur le document « b », dont le schéma est représenté en annexe, Figure 9, et sur le document « d ».

3.2.1 Modèle thermodynamique

Le modèle thermodynamique choisi pour cette simulation est UNIQUAC, modèle universel sauf dans le cas de molécules chlorées ou à longues chaines carbonées. Il donne des résultats cohérents et proches de la réalité pour les molécules mises en jeu dans ce procédé (acétone, isopropanol, eau, propylène, di-isopropyl éther, dihydrogène).

3.2.2 Calcul des lois cinétiques

Les réactions crées sont « kinetics ». Pour cela, il faut calculer les lois cinétiques pour les réactions 2 et 3. La loi pour la réaction de formation de l’acétone (Équation 1) est donnée dans le document « d » et est valable de 0 à 85% de conversion. L’énergie d’activation est donnée en kJ/kmol.

[

]

Équation 1. Loi cinétique associée à la réaction 1

Pour obtenir un modèle fiable, il faut calculer cette loi pour les réactions 2 et 3. Les conversions et sélectivités en fonction de la température sont données dans le Tableau 7.

Tableau 7. Conversions et sélectivités à différentes

températures

Afin d’obtenir les lois de vitesse pour les réactions formant l’éther (2) et le propylène (3), le raisonnement suivant est appliqué :

KAC (k1) est calculé pour chaque température avec l’équation 1 ;

La sélectivité étant connue pour chaque

température :

D’après la loi d’Arrhénius

donc en traçant

une

courbe

est obtenue puis

et et enfin

.

Avec A : Facteur exponentiel et Ea : Energie d’activation (kJ/kmol).

Le même raisonnement est appliqué à la réaction de formation du propylène pour le calcul de k3.

L’évolution de

est linéaire. La courbe

a donc été tracée sur tout l’intervalle de température afin d’obtenir une équation de régression plus juste. Le coefficient de corrélation de 0,996 est satisfaisant.



Figure 2. Représentation graphique de ln(kPY) en

fonction de 1/T

L’équation

est obtenue,

donc

Les résultats obtenus pour k3 (kPY recalculé) sont cohérents avec les kPY calculés avec kAC et la sélectivité (Tableau 8).

Tableau 8. Comparaison kPY calculée avec kAC et

recalculée avec la loi d’Arrhénius obtenue

La réaction de formation de l’éther (2) a une stœchiométrie de 2. Ainsi, la courbe obtenue n’est pas linéaire mais hyperbolique sur l’intervalle 300°C à 400°C. La courbe de tendance obtient un coefficient de corrélation acceptable (0,9667) en utilisant un polynôme d’ordre 3.

Figure 3. Représentation graphique de ln(kDE) en

fonction de 1/T de 300 à 400°C

Sachant que la loi de vitesse kAC est valable jusqu’à une conversion de 85%, il faut consider un intervalle de température de 300°C à 340°C correspondant à des conversions comprises entre 46% à 81% (Tableau 7). Sur cet intervalle, l’évolution est relativement linéaire avec un coefficient de corrélation satisfaisant (0,9675).

Figure 4. Représentation graphique de ln(kDE) en

fonction de 1/T de 300 à 340°C

La régression donne :

, soit

Les valeurs obtenues avec cette équation sont comparées à celles obtenues avec kAC et la sélectivité (Tableau 9). A partir de 370°C, les résultats ne concordent plus du tout, ce qui semble logique puisque la conversion de 85% est dépassée.



Tableau 9. Comparaison des kde calculés avec kac et

recalculés avec la loi d’Arrhénius obtenue

Les trois lois utilisées pour le modèle Hysys sont donc applicables pour une conversion de 0 à 85% et de 300 à 340°C et sont les suivantes :

(

)

Les énergies d’activations sont en kJ/kmol et les constantes de vitesses en s

-1. Il est à noter que

l’ordre de réaction de la synthèse de l’éther sera forcé et fixé à 1 par rapport au propan-2-ol.

3.2.3 Simulation du procédé

Courant 1 : Le courant d’alimentation est constitué de 88% massique d’isopropanol et 12% massique d’eau. Ce courant est considéré à 25°C sous 1 atm. Le flux molaire est celui calculé avec Excel dans la première partie, soit 218,9 kmol/h. Échangeur de chaleur E-401 : Il permet d’évaporer et surchauffer le courant 1 à 235°C. Afin d’éviter l’ajout d’une pompe, la pression de sortie a été fixée à 2,2 atm comme il est préconisé dans le document « b ».

Réacteur R-401 : Le réacteur choisi ici est un réacteur tubulaire. Ces réacteurs permettent un apport en réactifs et une production de produits continue sur une longue période de temps.

Paramétrages du transfert de chaleur : Le liquide caloporteur permettant de monter en température dans le réacteur est ici du sel fondu. Son intérêt est notamment d’obtenir des températures plus élevées qu’avec de l’huile [2]. La capacité calorifique du sel fondu est Cp=1,56 J/g

-1K

-1

et le coefficient de transfert thermique (U) correspondant au transfert qu’effectue un liquide vers une phase vapeur est de l’ordre de 400 Wm

-2K

-1 soit

1440 kJ.h-1

m-2

K-1

[3]. La température d’entrée du liquide caloporteur est fixée à 800°C et le flux est déterminé après le dimensionnement du réacteur.

Dimensionnement du réacteur : Les conditions imposées dans le document « d » sont :

0,3m < Diamètre < 4m

Longueur/Diamètre < 20m L’objectif est de définir le diamètre, la longueur, le nombre de tubes ainsi que le débit de fluide caloporteur sachant que nos lois cinétiques sont valables de 300°C à 340°C et pour une conversion inférieure à 85%. Plusieurs solutions sont possibles pour obtenir une conversion de 85% à une température d’environ 340°C. La conversion à atteindre n’étant pas très élevée, le volume fixé doit être le plus faible, soit une longueur de 6m et un diamètre de 0,3m. Les paramètres restants à fixer sont le débit du fluide caloporteur et le nombre de tubes. Pour ce faire, une étude de l’évolution de la température en sortie de réacteur et de la conversion en fonction de ces deux paramètres a été réalisée. Dans un premier temps, le flux du fluide caloporteur est fixé à 14500 kmol/h pour déterminer l’influence du nombre de tubes sur la température de sortie du réacteur et sur la conversion (Figure 5).

Figure 5. Évolution de la conversion et de la

température de sortie en fonction du nombre de tubes avec un flux de fluide caloporteur fixe

La conversion augmente avec le nombre de tubes et les 85% sont atteints pour 7 tubes. Quant à la température, elle passe par un maximum pour 4 tubes puis diminue. Avant l’optimum, le transfert de chaleur n’est pas efficace, par manque de surface d’échange et après l’optimum, le flux du fluide caloporteur n’est plus suffisant pour transférer la chaleur. Dans un deuxième temps, le nombre de tubes est fixé à 7 pour déterminer l’influence du flux du fluide caloporteur sur la température de sortie du réacteur et la conversion (Figure 6).

300

310

320

330

340

0

20

40

60

80

100

120

0 5 10 15

Tem

pé

ratu

re s

ort

ie

réac

teu

r °C

Co

nve

rsio

n %

n tubes

Conversion

Température sortie



Figure 6. Évolution de la conversion et de la

température de sortie en fonction du flux de liquide caloporteur avec 7 tubes

La température et la conversion augmentent en fonction du flux du fluide caloporteur. La conversion de 85% est atteinte vers 15000 kmol/h. Il est intéressant de remarquer l’évolution de la température : plus celle-ci est élevée dans le réacteur, plus la différence de température entre le réacteur et le fluide caloporteur est faible et plus la surface d’échange doit être grande pour continuer à élever cette température. Les paramètres choisis sont donc 7 tubes avec un débit de 14 500 kmol/h de fluide caloporteur. L’évolution de la température dans le réacteur est tracée afin de savoir si les conditions de températures sont correctes au sein du réacteur (Figure 7).

Figure 7. Évolution de la température au sein du

réacteur

L’onglet « performance » dans Hysys indique que la température de 300°C est atteinte à 40cm, puis que la température se stabilise autour de 340°C jusqu’à la sortie du réacteur où la conversion est de 85%. Les conditions sont donc parfaitement respectées. Courant 2 : Courant en sortie du réacteur L’isopropanol est maintenant minoritaire et il s’est principalement formé de l’acétone, de l’eau et de l’hydrogène (Tableau 10). Le flux d’acétone (114

kmol/h) est proche du flux souhaité (108 kmol/h). Ce flux est en phase vapeur.

Flux molaire (kmol/h)

Fraction molaire

2-Propanol 22,0624 0,0651

Acétone 114,3775 0,3311

Hydrogène 114,3775 0,3311

H2O 81,0963 0,2552

di-i-P-Ether 0,4638 0,0013

Propène 12,4719 0,0360

Total 344,84933 1 Tableau 10. Composition en sortie du réacteur

Échangeur E-402 : Il permet un refroidissement et une condensation partielle du flux sortant du réacteur, sans condenser les gaz légers (hydrogène et propène). La pression passe de 1,9 bar à 1,5 bar et la température de 340°C à 40°C. Séparateur V-401 : Ce séparateur permet d’effectuer une première séparation des gaz légers. Cette séparation s’effectue aux mêmes pression et température que le flux sortant de l’échangeur.

Fraction molaire Vapeur

Fraction molaire Liquide

2-Propanol 0,0171 0,1127

Acétone 0,2307 0,4366

Hydrogène 0,6506 0,0001

H2O 0,0393 0,4387

di-i-P-Ether 0,0003 0,0024

Propène 0,0619 0,0094 Tableau 11. Fractions molaires des flux sortants du

séparateur

La majorité de l’hydrogène se retrouve dans le flux de vapeur ainsi qu’une partie de l’acétone (Tableau 11). Afin de récupérer ce flux, une colonne de lavage est nécessaire. Le flux liquide du séparateur rejoint le flux liquide de la colonne de lavage avant d’entrer dans la colonne de distillation. Colonne de lavage T-401 : Le flux de vapeur sortant du séparateur est lavé à l’eau afin de récupérer l’acétone tout en laissant les gaz légers en phase gazeuse pour ensuite les éliminer. Le débit d’eau de lavage utilisé est celui calculé dans la première partie à l’aide d’Excel : 1 kmol/h à 25°C, et à 300 kPa comme précisé dans le document « b ».

0

100

200

300

400

500

600

0

20

40

60

80

100

120

0 50000 100000

Tem

pé

ratu

re s

ort

ie

réac

teu

r °C

Co

nve

rsio

n %

Flux liquide caloporteur kmol/h

conversion (%)

T sortie (°C)



Fraction molaire Vapeur

Fraction molaire Liquide

2-Propanol 0,0164 0,0981

Acétone 0,2283 0,3889

Hydrogène 0,6515 0,0001

H2O 0,0415 0,5015

di-i-P-Ether 0,0003 0,0023

Propène 0,0619 0,0091 Tableau 12. Fractions molaires des flux sortants de la

colonne de lavage

Plus de la moitié de l’acétone du flux de vapeur est récupéré (Tableau 12). Il y a très peu d’hydrogène et de propène dans le flux liquide, le lavage est donc efficace. Colonne de distillation T-402 : Les flux liquides provenant de la séparation et de la colonne de lavage et contenant, entre autres l’acétone (Tableau 13), se mélangent avant d’entrer dans la colonne de distillation pour obtenir de l’acétone purifiée.

Fraction molaire

2-Propanol 0,1126

Acétone 0,4363

Hydrogène 0,0001

H2O 0,4392

di-i-P-Ether 0,0024

Propène 0,0094 Tableau 13. Composition du flux d'entrée dans la

colonne à distiller

Les paramètres imposés pour cette colonne sont la pression (1,4 bar), le taux de récupération d’acétone par rapport à l’acétone en entrée de la distillation (99,5%) et la pureté de l’acétone (99,9%). Afin de connaître le taux de reflux et le nombre d’étages de cette colonne, un short-cut est réalisé en prenant :

light key in bottom (composé léger dans le résidu c’est-à-dire l’acétone) : 0,005 (99,5% d’acétone dans le distillat correspond à 0,5% d’acétone dans le résidu)

heavy key in distillate (composé lourd dans le distillat c’est-à-dire l’eau) : 0,1 puisqu’il ne doit pas y en avoir beaucoup.

Le short-cut calcule le taux de reflux minimum (14,53), puis différents couples taux de reflux/nombre d’étages sont trouvés pour les paramètres imposés (Tableau 14).

Taux de reflux Nombre d’étages

15 19,9

18 12,719

21 10,705

24 9,666

27 9,027 Tableau 14. Taux de reflux et nombre d’étages pouvant

être utilisés dans la colonne de distillation

La colonne de distillation est ensuite réalisée à 1,4 bar avec un taux de reflux tout d’abord fixé à 21 et un nombre d’étages à 10. Une purge est ajoutée après la condensation du distillat car des gaz légers sont encore dilués dans le flux entrant (Tableau 13)Tableau 13. Composition du flux d'entrée dans la

colonne à distiller. Trois spécifications sont imposées : le taux de reflux, la fraction de récupération et la pureté. La colonne converge assez facilement avec un taux de reflux de 21 et un taux de récupération de 99,5%, mais la pureté de 99,9% est difficile à atteindre. Les différents paramètres tels que le nombre d’étages, le taux de reflux, la température ou la pression sont variés pour obtenir une meilleure pureté. Finalement en diminuant la pression en entrée du réacteur et en augmentant le nombre de plateaux, la colonne converge avec une pureté acceptable : 96 ,9%. Les paramètres utilisés sont indiqués dans le Tableau 15.

Pression d’entrée (bar) 1,2

Pression de sortie (bar) 1,4

Nombre d’étages 20

Taux de reflux 15 Tableau 15. Paramètres utilisés pour faire converger la

colonne

L’acétone pure à 96,9% est ainsi obtenue avec un taux de récupération de 99,5%. Le flux sortant d’acétone est de 76,55 kmol/h ce qui est acceptable en considérant les conditions imposées par les lois cinétiques (85% de conversion au lieu de 90% et température de réaction à 340°C au lieu de 350°C).

4. RÉSULTATS DE LA SIMULATION

4.1 Commentaires des résultats de la simulation Comme indiqué précédemment, les résultats obtenus par la simulation sont inférieurs à ceux souhaités mais restent acceptables : le débit d’acétone en sortie est de 76,55 kmol/h au lieu de 107,8 kmol/h. Cette différence est due au fait que les flux entrants dans le procédé ont été calculés à partir du document « a » (bilan matière sous Excel), dont le dispositif était plus simple (pas de colonne à distiller) et qui supposait plusieurs simplifications (ex : 100% de l’acétone du flux 6 part dans le flux 8, flux d’acétone pur). La simulation à l’aide d’Hysys ne tient pas compte de ces simplifications et donne des résultats approchant davantage de la réalité : le rendement obtenu est donc moins bon que celui calculé dans la partie bilan matière sous Excel. Les lois cinétiques utilisées ont également joué un rôle dans cette différence de flux puisqu’elles sont applicables pour une conversion de 0 à 85%, au lieu



des 90% demandés, et de 300 à 340°C alors que la réaction devrait se produire à 350°C.

4.2 Rentabilité du procédé

Il semble judicieux de vérifier avant tout si le procédé est rentable. Dans un premier temps, le calcul des frais des équipements est réalisé : le coût s’élève à environ 4,5 millions de dollars (Tableau 16). Puis dans un deuxième temps, le coût de la consommation de ces équipements en électricité est estimé à environ 12 millions de dollars/an (Tableau 17), sachant que les équipements sont considérés comme fonctionnant 8000h/an et que l’énergie est fournie (ou récupérée) électriquement (pas de système de récupération d’énergie d’un équipement pour en fournir à un autre). Enfin, le coût en matière première (isopropanol) et la somme récupérée après la revente de l’acétone sont étudiés : En partant sur une base de 0,88$/kg d’acétone et de 0,72$/kg d’isopropanol, sachant que le procédé consomme 10270kg/h d’isopropanol et produit 4404kg/h d’acétone, il est clairement détectable que le procédé n’est pas rentable, même sans tenir compte des frais d’électricité (Tableau 18 et Tableau 19). La revente du dihydrogène produit est quant à elle négligeable, d’autant plus qu’il faut rajouter le prix de la purification. Le déficit est estimé à 40 millions de dollars par an (Figure 10), le procédé actuel n’est donc pas du tout rentable. L’étude montre aussi que même en produisant les 50000 tonnes/an d’acétone demandées, le procédé ne serait pas rentable.

5. CONCLUSION La simulation préliminaire par Excel a permis une estimation correcte des flux de matière dans le procédé. Cependant, les hypothèses faites n’étaient plus valables lors du passage à Hysys. Il a également fallu fixer des paramètres (nombre de tubes, dimensions du réacteur) qui, même en les optimisant, ne permettent pas de retrouver les rendements attendus : le procédé actuel ne produit que 35200 tonnes/an au lieu des 50000 attendues. Pour pallier à ce problème, des modifications dans le procédé peuvent être apportées, comme une meilleure connaissance des cinétiques réactionnelles permettant un modèle réaliste sur plus de 85% de conversion, ou un recyclage de l’isopropanol non consommé. Sans compter que même en atteignant les 50000 tonnes/an d’acétone, le procédé n’est pas rentable. Plusieurs solutions sont possibles pour y remédier :

- Augmentation du rendement du procédé (meilleure connaissance des cinétiques réactionnelles, recyclage de l’isopropanol)

- Augmentation du prix de l’acétone (le procédé actuel devient rentable à partir de 2,03$/kg)

- Diminution du prix de l’isopropanol (le procédé actuel devient rentable en dessous de 0,38$/kg) ou récupération sous forme de sous-produit d’un autre procédé

- Recyclage de l’énergie pour certains équipements (économies d’électricité)

De plus, l’acétone produite est pure à 96% au lieu des 99,9% demandés, ce qui peut entrainer une difficulté pour la revente. Pour ce problème, une autre colonne à distiller peut être ajoutée pour obtenir une meilleure pureté. A noter qu’actuellement, le prix de l’isopropanol sur le marché mondial est à la baisse [7] tandis que celui de l’acétone augmente fortement [8]. Le procédé étudié peut donc éventuellement devenir rentable dans les années qui arrivent.

6. REFERENCES [1]http://www.che.cemr.wvu.edu/publications/projects/ Consulté le 11/12/12 [2] http://www.industrie-techno.com/du-sel-fondu-comme-fluide-caloporteur.11112 /Consulté le 11/12/12 [3] http://www.engineeringtoolbox.com/overall-heat-transfer-coefficient-d_434.html Consulté le 11/12/12 [4] http://www.elsevier.com/journals/ chemical-engineering-journal/1385-8947/guide-for-authors visité le 05/12/12 [5] http://sup.ups-tlse.fr/abcdoc/ visité le 28/11/11 [6] http:// www.acifr.org/ visité le 05/12/12 [7] ICIS, http://www.icispricing.com/il_shared/Samples/SubPage74.asp / visité le 10/10/2012 [8] "US acetone, phenol prices climb despite conflicting demand" http://www.platts.com/RSSFeedDetailedNews/RSSFeed/Petrochemicals/6967279 / visité le 10/12/2012



6.2 ANNEXE

Figure 8. Schéma de procédé document a, utiliser pour Excel



Figure 9. Schéma de procédé du document b, utilisé pour Hysys



Equipement Coût moyen ($)

Echangeur de chaleur $50 000,00

Réacteur $1 500 000,00

Cooler $50 000,00

Séparateur $70 000,00

Absorbeur $30 000,00

Colonne à distiller $2 800 000,00

Total $4 500 000,00

Tableau 16. Estimation des coûts des équipements, en dollars

Consommation en électricité

Equipement Puissance (kW) Nbre de kWh en 1 an Coût de la conso pour 1 an ($)

Chauffage 3 861 30 888 000 $1 544 400,00

Chauffage réacteur 2 681 21 448 000 $1 072 400,00

Refroidissement 3 570 28 560 000 $1 428 000,00

Bouilleur 10 520 84 160 000 $4 208 000,00

Condenseur 10 350 82 800 000 $4 140 000,00

Total 30 982 247 856 000 $12 392 800,00

Tableau 17. Estimation des coûts en électricité des équipements, en dollars, pour 0,05$/kWh

Coût des matières premières

Produit Prix ($/kg) Débit (kg/h) Conso en 1 an (kg) Coût en 1 an ($)

IP 0,72 10 270 82 160 000 $59 155 200,00

Tableau 18. Estimation du coût en matière première en un an, en dollars

Revente de la production

Produit Prix ($/kg) Débit (kg/h) Production en 1 an (kg) Gains en 1 an ($)

Acétone 0,88 4404 35 232 000 $31 004 160,00

6250 50 000 000 $44 000 000,00

H2 ($/m3) Débit (m3/h) Production en 1 an (m3) Gains en 1 an ($)

35 0,0005 4 140

Tableau 19. Estimation des revenus de la de la revente de l’acétone et du dihydrogène, en dollars

Figure 10. Estimation des pertes (acétone à 0,88$/kg) : plus de 40 millions de dollars de déficit par an

-$450 000 000,00

-$400 000 000,00

-$350 000 000,00

-$300 000 000,00

-$250 000 000,00

-$200 000 000,00

-$150 000 000,00

-$100 000 000,00

-$50 000 000,00

$0,00

0 5 10 15

Gai

ns/

pe

rte

s ($

)

Nombre d'années

Estimationdesgains/pertes

Documents

Master Chimie Paris Centre 1. Spécialité : Ingénierie ...2djphotopium.free.fr/cariboost_files/DDVprojetsimulationRAPPORT.pdf · colonne de distillation (Figure 9), il sera possible