III. Solvants organiques et liquides ioniques

Transcription

République Algérienne Démocratique et Populaire
Minstère de l’Enseignement Supérieur et de la Recherche
Scientifique
UNIVERSITE DES SCIENCES ET DE LA TECHNOLOGIE
D’ORAN MOHAMED BOUDIAF
FACULTE DE CHIMIE
Département de Génie Chimique
Mémoire de fin d’étude
Présenté pour l’obtention du diplôme de
MASTER ACADEMIQUE
Presenté par
Mr. ZAIZ Toufik
Thème
Etude comparative de l’utilisation des
liquides ioniques et solvants organiques
pour l’extraction des composés aromatiques
Devant le jury composé de:
Dr. BENYOUNES Hassiba
Encadreur
Dr. HADDOU Boumedienne
Président
Dr. BENHAMMADI Samia
Examinatrice
2013-2014
Remerciements
En premier lieu, je tiens à remercier notre DIEU, notre Créateur pour
m’avoir donné la force pour accomplir ce travail.
Je tiens à notifier un remerciement spécial à tous nos professeurs.
Je tiens à remercier Dr. BENYOUNES Hassiba ma promotrice pour son
grand soutien et ses conseils considérables.
Je
tiens
à
remercier
Dr.
BENHAMMADI
Samia
pour
ses
encouragements. Aide et ses conseils.
Je tiens à remercier Mr. MAOUI Abdelkrim pour ses encouragements.
Aide
Je remercie également tous les professeurs d’UNIVERSITE DES
SCIENCES ET DE LA TECHNOLOGIE D’ORAN MOHAMED BOUDIAF et
surtout les professeurs de département de Génie Chimique.
Qu’ils trouvent ici toute ma gratitude et toute ma reconnaissance
pour leur aide, leur encadrement dont j’ai pu bénéficier durant toute ma
scolarité.
Enfin mes remerciements vont à tous ceux qui ont contribué de près ou
de loin pour l’aboutissement de ce travail.
SOMMAIRE
CHAPITRE I
Les raffineries de l'Algérie
I.1 Vue Historique sur l'Organisation de l’Activité Raffinage
I.2 Les Raffinerie Algériennes
I.2.1 Raffinerie DE HASSI-MESSAOUD 2
I.2.2 Raffinerie D’IN-AMENAS
I.2.3 Raffinerie D’ALGER
I.2.4 Raffinerie D’ARZEW
I.2.5 Raffinerie DE SKIKDA
3
4
5
5
6
7
8
CHAPITRE II
Extraction des aromatiques
II.1 Les aromatiques
II.I.1 Structure chimique
II.1.2 Propriétés physiques
II.1.3 Source des aromatiques
II.1.4 Utilisation d’Hydrocarbures aromatiques
II.1.4.1 Benzène
II.1.4.2 Toluène
II.1.4.3 Xylènes et éthylbenzène
II.1.4.4 Aromatiques en C9 et plus lourds
II.1.5 Différentes Méthodes de séparation des aromatiques
II.2 Extraction par solvant sélectif
II.3 Principe de l’extraction par solvant
II.4 Facteurs influencent le procède d’extraction
II.5 Rappel thermodynamique sur l’équilibre liquide – liquide
II.5.1 Conditions d’équilibre liquide - liquide
II.5.2 Modèle thermodynamique
II.5.2.1 Le modèle NRTL
II.5.2.2 Le modèle UNIQUAC
II.5.3 Diagramme d’équilibre liquide – liquide de systèmes ternaires
II.6 Différentes méthodes d’extraction au solvant
II.6.1 Extraction à un étage
II.6.2 Extraction à un multi étage
II.6.3 Extraction à contre-courant
II.7 But des extracteurs liquide-liquide
II.8 Description de processus
II.8.1 But De L'installation
II.8.2 Les Méthodes de séparation
II.8.2.1 Extraction
9
9
10
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12
12
12
12
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20
21
21
21
22
22
22
SOMMAIRE
II.8.2.2 Fractionnement
II.8.2.3 Les Sections De L’unité
22
22
CHAPITRE III
Les Solvants organiques et Les liquides ioniques
III.1 Les Solvants organiques
III.1.1 Définition et propriétés des solvants
III.1.2 Propriétés des solvants
III.1.2.1 Propriétés physiques
III.1.2.2 Propriétés solvants (capacité et sélectivité)
III.2 Les liquides ioniques
III.2.1 Définition
III.2.3 Structure du liquide ionique
III.2.4 Nomenclature des liquides ioniques
III.3.2 Protection anodique
III.3 Propriétés physico-chimiques des liquides ioniques
III.3.1 Le point de fusion
III.3.2 Domaine liquide et Surfusion
III.3.3 La densité et la viscosité
III.3.4 Stabilité thermique
III.3.5 Toxicité et dangerosité
III.3.6 Volatilité
III.4 Les diverses applications des liquides ioniques
III.5 Applications dans le domaine des procédés de séparation
32
32
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39
39
39
CHAPITRE IV
Simulation d’unité d’extraction des aromatiques
IV.1 Introduction
IV.2 Description du procédé d’extraction des hydrocarbures aromatiques par solvant
sélectif
IV.2.1 Schéma générale du procédé d’extraction des aromatiques par solvant
IV.2.2 Critères de choix de solvant
IV.2.3 Différents types des solvants ordinaires
IV.2.3.1 Prospérités physico-chimiques
IV.2.3.2 Propriétés environnementales
IV.3 Simulation d’un procédé d’extraction des aromatique par solvant ordinaire
IV.3.1 Méthodologie générale
IV.3.1.1 Les étapes de simulation
IV.4. Simulation d’un procédé d’extraction des aromatique par solvant
Liquide ionique
IV.4.1 Avantages et inconvénients
IV.4.1.1 Avantages
IV.4.1.2 Inconvénients
41
41
41
42
43
44
44
45
45
45
50
50
50
51
SOMMAIRE
IV.4.2 Choix de liquide ionique
IV.4.3 Simulation du procédé
IV.5 Résultats de la simulation
IV.5.1 Simulation de la colonne d’extraction liquide-liquide avec des solvants
organiques
IV.5.2 Etude de l’effet de la composition du mélange benzène - n-heptane sur
l’extraction liquide – liquide en présence des solvants organiques
IV.5.3 Simulation de la colonne d’extraction liquide-liquide avec du liquide ionique
IV.5.4 Etude de l’effet de la composition du mélange benzène - n-heptane sur
l’extraction liquide – liquide en présence de liquide ionique
IV.5.5 Régénération de solvant
IV.5.5.1 Simulation de la colonne de régénération des solvants
IV.5.6 Influence des propriétés physico-chimiques
IV.5.7 Aspect technico-économique
Références Bibliographiques
Conclusion générale
52
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57
60
63
65
68
68
68
70
71
LISTE DES FIGURES CHAPITRE I Les raffineries de l'Algérie
Figure I.1 : Position des raffineries en Algérie.
Figure I.2 : Schéma général de la raffinerie de HMD 2.
Figure I.3 : Schéma général de la raffinerie d ’In-Aménas.
Figure I.4 : Schéma général de la raffinerie d’Alger.
Figure I.5 : Schéma général de la Raffinerie d ’Arzew.
Figure I.6 : Schéma général de la raffinerie de Skikda. CHAPITRE II Extraction des aromatiques
Figure II.1 : Exemples de diagrammes ternaires
Figure II.2 : Extraction à un seul étage.
Figure II.3 : Schéma simplifié de Section D'extraction.
Figure II.4 : Schéma simplifié de la colonne C-6.
Figure II.5 : Schéma simplifié colonnes à la terre.
Figure II.6 : Schéma simplifié de la colonne de benzène C-7.
CHAPITRE III Les Solvants organiques et Les liquides ioniques
Figure III.1 : Cations les plus utilisés.
Figure III.2 : Les anions les plus utilisés.
Figure III.3 : Diverses applications des liquides ioniques.
CHAPITRE IV Simulation d’unité d’extraction des aromatiques
Figure IV.1 : Schéma générale du procédé d’extraction des aromatiques.
Figure IV.2 : Structures des solvants ordinaires.
Figure IV.3 : Schéma technologique de procédé d’extraction des aromatique.
Figure IV.4 : Schéma technologique de procédé d’extraction des aromatique par les
solvants organiques conçu par Aspen HYSYS 7.1.
Figure IV.5 : Structure des liquides ioniques.
Figure IV.6 : Introduire de [BMIM][SCN] dans la base de données de HYSYS.
Figure IV.7 : Caractérisation de structure de liquide ionique [BMIM][SCN].
Figure IV.8 : Diagramme de phase du système ternaire benzène – n-heptane [BMIM][SCN] (Données expérimentales)
Figure IV.9 : Schéma du procédé d’extraction des aromatiques par LIs conçu par le
simulateur Aspen HYSYS 7.1
Figure IV.10 : Diagrammes ternaires des systèmes benzène - n-heptane - solvant : (a)
en présence de sulfolane, (b) en présence de DMSO
Figure IV.11 : Sélectivités en fonction de coefficient de distribution
è /
è pour les différentes compositions de l’alimentation
LISTE DES FIGURES Figure IV.12 : Sélectivités en fonction de coefficient de distribution
è /
è pour les différents pourcentages.
Figure IV.13 : Diagramme triangulaire du système Benzène (1) - n-heptane (2) Sulfolane (3) pour les différentes compositions du mélange binaire
Figure IV.14 : Diagramme ternaire du système benzène - n-heptane - [BMIM] [SCN]
Figure IV.15 : Diagramme triangulaire du système benzène (1) - n-heptane (2) -[BMIM]
[SCN] pour les différentes compositions du mélange d’alimentation
LISTE DES TABLEAUX
CHAPITRE I Les raffineries de l'Algérie
Tableau I.1 : Capacité de traitement des raffineries algériennes
CHAPITRE II Extraction des aromatiques
Tableau II.1 : Les concentrations maximales des substances toxiques dans l’air pour un
travail quotidien en huit heures
Tableau II.2 : Les propriétés physiques du benzène, toluène et xylène
Tableau II.3 : Composition massique du benzène brut
CHAPITRE III Les Solvants organiques et Les liquides ioniques
Tableau III.1 : Propriétés des principaux solvants d’extraction des aromatiques
Tableau III.2: Conditions d’utilisation des solvants en extraction
CHAPITRE IV Simulation d’unité d’extraction des aromatiques
Tableau IV.1 : Propriétés physico-chimiques des solvants ordinaires
Tableau IV.2 : Informations toxicologiques des solvants ordinaires
Tableau IV.3: Paramètres d’interaction du modèle NRTL pour le système ternaire
{benzène + n heptane + solvants classiques}
Tableau IV.4 : Conditions opératoires des procédés d’extraction des aromatiques à
l’échelle industrielle
Tableau IV.5 : Conditions opératoires des procédés d’extraction des aromatiques par des
solvants organiques DMSO et sulfolane
Tableau IV.6 : Les principales propriétés physico-chimiques du liquide ionique
TableauIV. 7 : Paramètres d’interaction du modèle UNIQUAC pour le système ternaire
{benzène + n heptane + LIs}
Tableau IV.8 : Conditions opératoires de la colonne d’extraction des aromatiques par du
liquide ionique
Tableau IV.9 : Spécifications des courants d’alimentation et de solvant du procédé
d’extraction des aromatiques par du liquide ionique
Tableau IV.10 : Résultats de simulation de la colonne d’extraction (T-100) pour les
différents solvants organiques étudiés
Tableau IV.11 : Résultats de calculs de la sélectivité (Sij) et du coefficient de distribution
(D) pour les différents solvants organiques étudiés
TableauIV.12: Différentes compositions du mélange mélanges benzène – n-heptane
Tableau IV.13 : Résultats de calculs de la sélectivité et du coefficient de distribution
pour différentes composition de l’alimentation
Tableau IV.14 : Résultats de calcul de la sélectivité et du coefficient de distribution pour
les différents solvants organiques étudiés
LISTE DES TABLEAUX
Tableau IV.15 : Résultats de simulation de la colonne d’extraction (T-100) en présence
du liquide ionique
pour les différentes compositions d’alimentation
différents procédés étudiés
Tableaux IV.18 : Résultats de simulation de la première colonne de distillation (T-101)
pour les procédés avec des solvants organiques
Tableaux IV.19 : Résultats de la simulation de la deuxième colonne de distillation (T103) pour les procédés avec des solvants organiques
Tableaux IV.20 : Energie totale consommée en kW
pour les procédés avec du liquide ionique
Tableaux IV.22 : Energie totale consommé en kW
Tableau IV.23 : Comparaison entre les différentes propriétés physico-chimiques des
solvants étudiés
Tableau IV.24 : Critères technico-économique des procédés étudiés
.
.
Introduction générale
Le pétrole est un mélange de différents produits hydrocarbonés. Il contient des
composés aromatiques qui se trouvent essentiellement dans le napha. Les composés
aromatiques sont utilisés dans des différentes branches de l’industrie, d’où la nécessité de
les valoriser pour leur utilisation en synthèse pétrochimique.
L’industrie du pétrole a mis en œuvre plusieurs méthodes de séparation des aromatiques
soit de coupes lubrifiantes ou des coupes pétrolières légères, parmi ces méthodes il y a
l’extraction liquide-liquide.
L’extraction liquide –liquide est une technique de séparation qui met à profit les
déférences de solubilité des constituants d’une charge liquide homogène dans un solvant
approprié. L’adjonction à la charge d’un solvant partiellement miscible provoque
l’apparition d’une seconde phase liquide vers laquelle sont transférés sélectivement les
constituants les plus solubles. La séparation des phases par décantation suivie de
l’élimination du solvant qu’elles contiennent donne deux phases dont les compositions
dépendent des paramètres de l’extraction.
Pour qu’il y ait une bonne extraction, il faut que le solvant utilisé possède certaines
caractéristiques comme un bon pouvoir solvant et une bonne sélectivité. Au niveau des
procédés industriels différents solvants efficaces sont utilisés tels que : le diéthylèneglycol, le sulfolane, le N-methylpyrrolidone, le dimethylsulfoxide. Le procédé nécessite
un apport énergétique assez important, car la régénération de ces solvants se fait par
distillation. Ces solvants pourraient au moyen terme être substitués par une nouvelle
génération de solvant moins toxiques et moins plluants.
Ce travail consiste à l’étude comparative du procédé d’extraction des hydrocarbures
aromatiques en présences des solvants organiques ordinaires et des liquides ioniques.
Afin de définir le procédé le moins couteux en terme de cout de fonctionnement et cout
d’installation ainsi le moins polluant, on a choisi d’étudier la séparation du mélange
benzène –n- heptane par des solvants organiques : sulfolane et diméthylsulfoxide et un
liquide ionique [BMIM][SCN].
Pour mener à bien cette étude, on a structuré ce modeste mémoire en deux parties
essentielles : partie théorique et partie pratique.
1 .
.
Dans le chapitre I on a procédé à la présentation des raffineries de l’Algérie. Dans le
chapitre II on a donné un aperçu général sur les sources et les utilisations des
hydrocarbures aromatiques, les différentes méthodes de séparation des aromatiques en
particulier le procédé d’extraction liquide – liquide, ainsi on a présenté quelques rappel
sur les équilibre liquide – liquide et les modèles thermodynamiques les plus utilisés.
Le chapitre III est dédié à la présentation détaillée des solvants utilisés DMSO,
sulfolane et liquide ionique [BMIM][SCN] en exposant leurs caractéristiques physicochimiques et leurs applications dans les procédés industriels.
Le chapitre IV est consacré à l’étude par simulation de l’unité d’extraction des
aromatiques en présence des trois solvants choisis en exploitant l’outil de simulation
Aspen Hysys V. 7.2. Suite aux résultats obtenus une comparaison est menée entre les trois
procédés envisagés dans cette étude.
Cette étude est achevée par une conclusion générale.
2 .
CHAPITREI
I. Les raffinerie de l’Algérie
I.1 Vue historique sur l'organisation de l’activité raffinage
À l’origine, le raffinage était une activité intégrée dans la société nationale
SONATRACH.
A partir du 01 Janvier 1982, le raffinage et la distribution des produits pétroliers sont
séparés et érigés en Entreprise Nationale de Raffinage et de Distribution de Produits
Pétroliers (ERDP- NAFTAL) [1].
L'E.R.D.P créée par décret N°80-101 du 06 Avril 1980 dans le cadre de la
restructuration de la SONATRACH, et mise en place le 01 janvier 1982. L’E.R.D.P est
placée sous tutelle du ministère de l'énergie et des industries pétrochimiques. A partir du
02 Février 1985, l'E.R.D.P a été transformée sous le nom commercial qui est
"NAFTAL" cette dernière est subdivisée en 04 unités, à savoir :
 Unité NAFTAL de Raffinage
 Unité NAFTAL de Distribution
 Unité NAFTAL Portuaire
 Unité NAFTAL de Maintenance
L'effectif de l'entreprise NAFTAL est environ de 35 000 travailleurs, elle est présente
sur tout le territoire national.
À compter du 25 août 1987 et par décret N°87-190 fut créé l'entreprise nationale
"NAFTEC" de l'entreprise nationale NAFTAL et mise en place le 02 Janvier 1988.
L'entreprise "NAFTEC" a pour mission de promouvoir, développer, gérer et organiser
l'industrie du raffinage : traitement du pétrole brut et du condensât, ainsi que du brut
réduit importé en vue d'obtenir des produits raffinés destinés à la consommation
nationale et à l'exportation.
Le nombre total des travailleurs est environ : 3500 travailleurs présents sur l'ensemble
de trois (03) raffineries plus la direction générale [1].
3 .
CHAPITREI
I.2 Les raffineries algériennes
Actuellement, l'entreprise nationale du raffinage de pétrole "NAFTEC" gère
l'ensemble des trois (03) raffineries se trouvant dans différentes villes : Skikda, Alger
et Arzew.
La capacité totale de l'entreprise "NAFTEC" seulement est de (24 791 100 T/an) [1].
Tableau I.1 : Capacité de traitement des raffineries algériennes
Raffinerie
Capacité de traitement
De Skikda (RA1/K)
Pétrole brut : 15 000 000 t/an
Brut réduit importé : 277 000 t/an
D’Alger (RA1/G)
D’Arzew (RA1/Z)
D’Arzew (RA2/Z)
Brut réduit importé : 320 000 t/an
G.P.L : 1 000 000 t/an
Condensât stabilisé : 3 000 000 t/an
De Hassi Messaoud (RA1/HS)
Figure I.1 : Position des raffineries en Algérie
4 .
CHAPITREI
I.2.1 Raffinerie de Hassi-Messaoud 2
Localisation: Intégrée au centre de traitement Sud (SH-DP)
Produits commerciaux: Carburants (MI)
Enlèvements: Par camions
Figure I.2 : Schéma général de la raffinerie de HMD 2
I.2.2 Raffinerie d’In-Aménas
Localisation: Centre industriel d ’In-Aménas (SH-DP)
Produits commerciaux: Carburants (MI)
Enlèvements: Par camions
Cette Raffinerie est à l’arrêt depuis 1986 suite aux problèmes de gonflement du sol [1].
Figure I.3 : Schéma général de la raffinerie d ’In-Aménas
5 .
CHAPITREI
I.2.3 Raffinerie d’Alger
Localisation: Elle est située à 5 km d’El Harrach et à 20 km d’Alger, mise en service le
15 février 1964 avec une capacité de traitement du pétrole brut de 2,7 millions t/an.
Produits commerciaux: Carburants + GPL (MI) Naphta et fuel-oil.
Enlèvements (Exportation): Par camions, (GPL) par pipes et par navires.
Les installations:

Une unité de distillation atmosphérique.

Une unité gas-plante pour la séparation et traitement de GPL.

Une unité de reforming catalytique.

Une unité de mélange (éthylation) pour la fabrication des essences.

Une pompe d’expédition des produits par pipes line aux dépôts d’Alger, Blida,
au port pétrolier et à l’aéroport houari Boumediene.

Un central thermo-électrique pour les besoins énergétiques de la raffinerie
(vapeur d’eau, électricité, air instrument).

Port pétrolier équipé de 3 postes de chargement pour les exportations, les
cabotages et une station de déballastage [1].
Figure I.4 : Schéma général de la raffinerie d’Alger
6 .
CHAPITREI
I.2.4 Raffinerie d’Arzew
Localisation: La RA1/Z est mise en service en 1973 avec une capacité de traitement de
2500000 t/an de brut (BHM) et 320000 t / an de BR1.
Produits commerciaux: Carburants + GPL + Bitumes (MI) Lubrifiants (MI et ME)
Naphta et fuel-oil (ME).
Enlèvements: Camions, pipes, wagons par navires.
Les installations:

Une unité de distillation atmosphérique.

Une unité de reforming catalytique.

Une unité de séparation des gaz.

Une unité de distillation sous vide et d’oxydation pour la production de bitumes
routiers.

Deux unités de production de lubrifiants et graisses.

Unité de désalphatage au propane pour récupérer l’huile de base lourde [1].
Figure I.5 : Schéma général de la raffinerie d ’Arzew
7 .
CHAPITREI
I.2.5. Raffinerie de Skikda
Localisation: Zone industrielle de Skikda, sur une superficie de 190 Ha.
Produits commerciaux: GPL + bitumes (MI) Carburants (MI + ME) Fuel-oil (MI +
ME) et Naphta (ME) Aromatiques (MI + ME).
Enlèvements: Par camions (Bitumes, Aromatiques), par pipes (Carburants, GPL) et par
navires.
Les installations:

Unité de prétraitement : reforming catalytique (PLATFORMING).

Unité de traitement et séparation des gaz (GPL).

Unité d'extraction des aromatiques.

Unité de cristallisation et séparation du para xylène.

Unité de distillation sous vide (Production des bitumes).
Unités annexes et utilités:

Unité de stockage, mélange et expédition (MELEX).

Unité centrale thermique électrique et utilités (C. T. E) [1].
Figure I.6 : Schéma général de la raffinerie de Skikda
8 .
CHAPITRE II
II. Extraction des aromatiques
II.1 Les aromatiques
II.1.1 Structure chimique
Les hydrocarbures aromatiques différents des autres hydrocarbures par le fait qu’ils
présentent un noyau aromatique. Et leur rapport C/H est très élevé.
Ils sont considérés pendant longtemps comme dérivants d’un hydrocarbure de base qui
est le benzène :

Le benzène à pour formule C6H6, tous les hydrogènes sont identiques car la
substitution d’un seul des six hydrogènes par un radical ne fournit qu’un seul
composé.

La molécule doit être donc symétrique.
La première formule du benzène proposée par KEKULE était [2]:
Elle rend bien compte du fait que tous les hydrogènes sont identiques, et qu’il existe
une seule dérivée non substituée par un groupe (Y), telles que :
Elle repend aussi du fait que si des groupes (Y) trois isomères pouvaient exister :
9 .
CHAPITRE II
II.1.2 Propriétés physiques
L’hydrocarbure aromatique : benzène, toluène et xylène sont d’excellents solvants
mais insolubles dans l’eau et de densité inférieure à celle de l’eau.
Ils sont toxiques et provoquent la destruction des globules rouges. Cependant, ils
peuvent contaminer l’eau plus que les paraffines à cause de leur toxicité.
Tableau II.1 : Les concentrations maximales des substances toxiques dans l’air pour
un travail quotidien en huit heures [3] HC
PPM
Mg/m3
Benzène
10
30
Toluène
100
375
Xylène
1000
435
Tableau II.2 : Les propriétés physiques du benzène, toluène et xylène [3] Aromatiques
T d’ébullition (°C)
Solubilité dans l’eau
Point d’éclair
Benzène
80
insoluble
-11
Toluène
111
insoluble
4
Ortho-xylène
144
insoluble
17
Meta-xylène
139
insoluble
27
Para-xylène
138
insoluble
25
10 .
CHAPITRE II
II.1.3 Source des aromatiques
Les hydrocarbures aromatiques existent dans le pétrole brut mais avec des quantités
faibles. La teneur en aromatiques varie avec les origines mais une coupe de pétrole
bouillant entre 40°C et 180°C peut renfermer 2 à 10 % d’aromatiques, une essence
provenant du cracking peut renfermer 15 à 20% d’aromatiques.
En dehors des produits liquides issus de distillation de la bouillie, les hydrocarbures
aromatiques proviennent essentiellement du traitement des essences de la pyrolyse de
naphta ou de gasoil.
La teneur en aromatiques des éléments de reforming catalytique varie selon la
composition de la charge, et son intervalle de distillation.
Les essences de pyrolyse ne dépendent pas en principe de la nature de la charge, on
constate ainsi que les deux sources d’aromatiques possibles ont des compositions très
différentes selon les besoins du marché l’une ou l’autre peut être employée. Cependant,
les hydrocarbures aromatiques peuvent avoir une origine non pétrolière.
En effet 10% environ des aromatiques consommées actuellement dans le monde
proviennent du charbon.
On peut aussi avoir les hydrocarbures aromatiques (B.T.X) à partir des benzols c'està-dire, lors de la transformation de la bouillie en coke nécessaire à la production de
fonte brute, il se forme des gaz bruts ou gaz de cokerie, des benzols et du goudron.
Les benzols sont traités à l’acide sulfurique ou par hydroraffinage catalytique pour les
débarrasser des composés sulfurés (thiophène, mercaptans), oxygène (phénols) et azotes
(pyridine), le produit raffiné est ensuite distillé pour donner le benzène brut renfermant
les hydrocarbures suivants en poids (Tableau II.3) :
Tableau II.3 : Composition massique du benzène brut
Hydrocarbures
% massique
Légers
2
Benzène
65
Toluène
18
Xylène
6
Ethylbenzène
2
11 .
CHAPITRE II
Donc on peut ensuite extraire les constituants par les procédés habituels [4].
II.1.4 Utilisation des hydrocarbures aromatiques
II.1.4.1 Benzène
La totalité du benzène produit à Donges est utilisé sur place pour la synthèse de
l’isopropylbenzène et sert par conséquent à la préparation du phénol, lui-même, matière
première de la fabrication du nylon.
II.1.4.2 Toluène
Le toluène ne sert pas uniquement à la fabrication d’explosifs, mais est également
utilisé comme matière première de synthèse (polyuréthane) et comme solvant de
peinture. Le manque de benzène des années 1959 et 1960 a conduit certains fabricants à
construire des unités de désalkylation pour transformer le toluène en benzène.
II.1.4.3 Xylènes et éthylbenzène
Le paraxylène est le point de départ de la fabrication du textile artificiel bien connu
sous le nom de tergal ou térylène. L’orthoxylène entre dans la fabrication de plastifiants,
de polyesters et des peintures glycéro – phtaliques. Le métaxylène est également une
matière première pour la fabrication des polyesters. L’éthylbenzène peut donner par
déshydrogénation du styrène. Le mélange des xylènes et d’éthylbenzène est utilisé
comme solvant.
II.1.4.4 Aromatiques en C9 et plus lourds
A partir de cette coupe, on fabrique par distillation différents solvants connus dans
l’industrie des peintures sous le nom solvant – naphta.
II.1.5 Différentes méthodes de séparation des aromatiques
On peut employer de nombreuses techniques pour extraire à haut degré de pureté les
composés aromatiques des essences produites, soit dans le craquage à la vapeur, soit
dans le reformage catalytique.
12 .
CHAPITRE II
Ces traitements reposent pour la plupart sur des processus physico-chimiques et sont
parfois, sur le plan économique, plus spécifiques de certains types de charge ou de
certaines conditions opératoires bien qu’ils soient, en principe, aptes à traiter tous les
types d’essences aromatiques. Ce sont :
La cristallisation, l’adsorption, la distillation, la
distillation azéotropique, la
distillation extractive et l’extraction par solvant [3]
II.2 Extraction par solvant sélectif
a. Solubilité
C’est la propriété qu’a un solvant de dissoudre un hydrocarbure, elle influence le
rendement, c'est-à-dire la quantité d’aromatiques extraite, la solubilité augmente avec
l’augmentation de la température.
b. Sélectivité
C’est la propriété qu’a un solvant de dissoudre un type d’hydrocarbure plutôt qu’un
autre, elle influence la pureté des produits, la sélectivité diminue avec l’augmentation de
la température.
c. Les étapes d’extraction
Ce procédé de séparation consiste à ajouter à un mélange homogène liquide, appelé
solution d’alimentation dont on veut extraire un ou plusieurs constituants, un autre
liquide appelé solvant dans lequel les constituants sont solubles.

L’extraction se réalise en deux étapes : lors de la première étape, les deux liquides
sont brassés de manière à obtenir entre eux un contact intime et suffisamment
prolongé pour que le soluté puisse traverser l’interface et passer dans le solvant
jusqu'à atteindre la concentration d’équilibre.

Dans la deuxième étape, les deux liquides sont séparés en deux phases discrètes
pouvant être soutirées sans que l’une n’entraîne l’autre.
Pour la réalisation de l’extraction il faut tenir compte de deux facteurs importants qui
sont : le facteur d’équilibre et le facteur de vitesse.
13 .
CHAPITRE II
d. La température de dissolution
L’extraction n’est possible que si le mélange solvant-diluant donne naissance à deux
phases liquides non miscibles.
Le rapport solvant / diluant est lié à la température de façon qu’à partir d’une certaine
valeur de celle-là il ne peut exister qu’une seule phase.
Les petites quantités du solvant se dissolvent complètement dans la charge au fur et à
mesure de l’augmentation du taux de solvant et donne une deuxième phase, c’est à dire
une phase de charge non dissoute dans le solvant à température constante, et après un
certain taux la charge sera dissoute complètement dans le solvant.
L’augmentation de la température de procédé augmente la solubilité de l’hydrocarbure
dans le solvant. Pour chaque proportion du solvant à la fraction donnée, il existe une
température à la quelle ce produit aura une solubilité complète. Cette température
s’appelle la température critique de dissolution (TCD) ou température critique de
miscibilité (TCM) [2].
e. Equilibre isotherme entre phases liquides
La mise en contact parfaite d’un solvant et une charge constituée par le soluté et le
diluant donne deux phases en équilibre, on appelle :
Soluté : le constituant de la charge le plus soluble dans le solvant.
Extrait : la phase riche en solvant.
Raffinat : la phase pauvre en solvant.
II.3. Principe de l’extraction par solvant
Le procédé d’extraction se base sur la nature polaire du solvant apte à solubiliser
surtout les aromatiques. Les hydrocarbures sont extraits dans l’ordre suivant :

Aromatiques légers

Aromatiques lourds

Paraffiniques légers

Paraffiniques lourds.
Pour obtenir le degré de rendement voulu dans l’extraction on est obligé de solubiliser
même les paraffines, mais celles légères étant plus solubles. Au fond de la colonne
d’extraction, on aura une phase contenant du solvant, aromatique et paraffines légères.
14 .
CHAPITRE II
L’élimination totale des paraffines de cette phase est facilitée par l’absence de
paraffines lourdes à des températures d’ébullition très proches de celles des
aromatiques, la présence de solvant rend plus aisée la séparation des paraffines légères.
Pour une condition économique de procédé complet une perte minimum de solvant est
requise; il faut donc récupérer le solvant présent de façon inévitable dans la phase non
aromatique avec d’autres parties aromatiques : dans ce but on effectue une extraction
avec de l’eau (qui dissout préférablement solvant et aromatiques).
II.4 Facteurs influençant le procède d’extraction
Les facteurs principaux qui influent sur le procède d’extraction sont :
 Solvant
 Température
L’extraction est bien effectuée si la substance à séparer est bien soluble dans le
solvant, cette solubilité dépend du rapport solvant/charge et la température du procédé.
a- Choix du solvant
Le solvant est choisi de telle façon à former avec la charge un mélange de deux phases
non miscibles et il doit non seulement permettre la séparation des produits mais aussi
être utilisable aisément dans les extracteurs et être facilement séparable des produits
dissous et son emploi doit être aussi économique que possible.
Donc l’extraction n’est possible que si le mélange solvant-charge donne naissance à
deux phases liquides non miscibles. Cette condition est satisfaite en choisissant la
température et le rapport solvant/charge approprié.
L’augmentation du rapport solvant/charge diminue le rendement du raffinat et
améliore sa qualité, mais les pertes de solvant et la consommation de l’énergie pour la
régénération augmente.
De ce fait, le solvant doit répondre à un certain nombre de spécifications qui sont :

Facteur du solvant caractérisant la séparation (solubilité, sélectivité).

Facteur du solvant important pour le fonctionnement des appareils (masse
volumique, viscosité, température).

Facteur économique du solvant (il ne doit pas être coûteux, toxique, corrosif,
instable...ext.) [3].
15 .
CHAPITRE II
b- Température d’extraction
Quand la température augmente la solubilité et le pouvoir solvant augment, par contre
la sélectivité diminue : donc on doit chercher la température optimale d’extraction de
façon à maximiser le prix de revient ou de façon à avoir un bon rendement en
aromatiques.
La température d’extraction dépend de la TCD du produit donné, elle doit être
inférieure à la TCD [3].
II.5 Rappel thermodynamique sur l’équilibre liquide – liquide
II.5.1 Conditions d’équilibre liquide - liquide
A l’équilibre thermodynamique, l’énergie de Gibbs est minimale. Ainsi on peut
écrire :
,
(II.1)
0
Considérant un mélange réparti entre deux phases liquides LI et LII, les variations
élémentaires d’énergie de Gibbs de chaque phase sont liées aux potentiels chimiques de
chaque constituant dans les phases LI et LII :
,
∑
0
(II.2)
A l’équilibre le potentiel chimique à la même valeur dans chaque phase :
(II.3)
Ou encore
(II.4)
Des modèles permettant de calculer l’énergie de Gibbs molaire d’excès ou coefficient
d’activité ont été développés, ils sont appelés modèles de coefficients d’activité ou
modèle de GE parmi ces modèles deux seront présentés dans ce chapitre :
-
Modèle NRTL « Non-Random Two Liquids »
-
Modèle UNIQUAC « UNIversal QUAsi-Chemical »
16 .
CHAPITRE II
II.5.2 Modèle thermodynamique
La conception et l’optimisation de procédés chimiques nécessitent la connaissance
précise des propriétés d’équilibres des mélanges sur de larges gammes de températures,
de pressions et de compositions. Il est donc essentiel de pouvoir représenter les données
expérimentales avec précision au moyen de modèles adaptés et d’être ainsi capables de
calculer les équilibres entre phases dans toutes les conditions d’utilisation. Les modèles
de solution idéale sont utiles pour première approximation, cependant les déviations à
l’idéalité sont souvent élevées. Ces déviations sont exprimées en termes de fonction
d’excès, comme l’énergie de GIBBS d’excès (GE) qui dépend des constituants des
mélanges et de température.
II.5.2.1 Le modèle NRTL
Ce modèle fut développé en 1986 par Renon et Prausnitz. L’expression de l’énergie
de Gibbs d’excès repose sur le concept de composition locale. Ce concept précise que,
dans un mélange, autour d’une molécule i sont réparties des molécules de même nature i
mais également de nature différente j. L’organisation de ces molécules n’est pas
forcément identique : par exemple des molécules polaires auraient tendance à se
regrouper et à exclure des molécules apolaires. Ainsi, une composition locale sera notée
xij où j’est le centre d’attraction.
Le coefficient d’activité γi du composé i d’un mélange à n constituants, s’écrit :
(II.5)
17 .
CHAPITRE II
Δgij est un paramètre ajustable représentant l’énergie d’interactions entre les espèces i et
j, xi est la fraction molaire du constituant i et αij est un paramètre empirique qui
caractérise la tendance des espèces i et j à ne pas s’assembler aléatoirement
Cela signifie que pour représenter les données expérimentales, il est nécessaire
d’ajuster trois paramètres par système binaire :
∆
∆
La valeur du paramètre α est généralement fixée, α peut être égal à 0,2, 0,3 ou 0,5
selon les constituants du mélange. Dans les cas des mélanges impliquant des liquides
ioniques, ce paramètre sera pris égal à 0,3 [5]
II.5.2.2 Le modèle UNIQUAC
Le modèle UNIQUAC, développé par Abrams et Prausnitz [6], est comme le
précédent fondé sur le concept de compositions locales. Les auteurs ont considéré que
chaque constituant peut être décomposé en segments et que les interactions dépendent
de la surface externe des constituants. Ainsi, en exprimant l’énergie interne de mélange,
ils ont fait apparaitre deux énergies de Gibbs d’excès qui prennent en compte les
interactions entre les constituants (énergie de Gibbs d’excès résiduelle) et les paramètres
de tailles (volume ri et surface qi) de chaque constituant énergie de Gibbs d’excès
combinatoire). Pour un système multi-constituant, l’expression de l’énergie de Gibbs
d’excès est donnée par la relation :
, , é
(II.6)
(II.7)
18 .
CHAPITRE II
Les paramètres d’interaction sont calculés selon la relation suivante :
∆
.
.
(II.8)
Où Δuij est un paramètre ajustable représentant l’énergie d’interactions entre les espèces
i et j.
II.5.3 Diagramme d’équilibre liquide – liquide de systèmes ternaires
Les diagrammes de phases de systèmes ternaires sont représentés à l’aide d’un
diagramme triangulaire équilatéral sur lequel chaque sommet est relatif à l’un des
constituants et chaque côté à l’un des binaires. La composition correspondant à un point
intérieur du triangle, s’obtient pour chaque constituant, en traçant la parallèle au côté
opposé au sommet qui le représente, et se lit à l’intersection de cette parallèle avec l’un
ou l’autre des deux côtés. On peut ainsi représenter les équilibres à température et
pressions données, et l’allure des diagrammes va dépendre en tout premier lieu des
solubilités réciproques des constituants, pris deux à deux.
Treybal propose une classification des diagrammes ternaires [7] :

Diagramme de type I : le mélange ternaire présente un système binaire avec une
lacune de miscibilité,

Diagramme de type II : le mélange ternaire comporte deux systèmes binaires à
miscibilité ternaires,

Diagramme de type III : les trois systèmes binaires sont partiellement miscibles.
La majorité des systèmes étudiés sont du type I ou II. La figure II.1 présente quelques
exemples de diagramme possibles.
19 .
CHAPITRE II
Figure II.1 : Exemples de diagrammes ternaires
II.6 Différentes méthodes d’extraction au solvant
Il existe trois méthodes d’extraction au solvant :

Extraction à étage simple

Extraction à multi-étage

Extraction à contre-courant.
II.6.1 Extraction à un étage
La matière est traitée par toute la quantité nécessaire du solvant à la fois, ensuite la
solution est bien mélangée à la température du procédé et après la décantation on sépare
les deux phases.
Il n’est pas possible avec un seul étage d’extraction d’obtenir une séparation complète
des éléments de la charge et quelques soit le procédé utilisé, il ne sera pas possible
d’obtenir un composant de la charge à l’état pur (Figure II.2). Ainsi, il sera nécessaire
d’opérer différemment pour obtenir un raffinat plus riche en produit indésirable
Les procédés utilisables à cet effet sont les suivants :

Extraction à contact multiple

Extraction à contre-courant.
20 .
CHAPITRE II
Solvant Raffinat Mélange Séparation Charge Extrait (Soluté+diluant) (Solvant+soluté) Figure II.2 : Extraction à un seul étage
II.6.2 Extraction à étage multiple
C’est une série de traitement en un étage, dans chaque étage on traite le raffinat
obtenu dans l’étage précédent par le solvant pur, on obtient quelque fraction d’extrait et
un seul raffinat final.
II.6.3 Extraction à contre-courant
Selon le mode d’écoulement des liquides deux types de contre-courant sont à
considérer :
 Le contre-courant à contact discontinu : correspond au fonctionnement d’une
suite discontinue d’étages de contact.
 Le contre-courant à contact continu : il est obtenu dans les appareils de
remplissage type colonne RDC. Ces deux phases s’écoulent en restant toujours
en contact [3].
II.7 But des extracteurs liquide-liquide
Les extracteurs liquide-liquide ont pour but de :

Mélanger les solutions intimement, en effet, le transfert de soluté est d’autant
meilleur que la dispersion d’une phase dans l’autre est plus grande. Ce mélange
s’effectue soit dans les colonnes elle-même, soit dans les mélanges des groupes
mélangeurs - décanteurs.
21 .
CHAPITRE II

Séparer les phases obtenues. La séparation est réalisée soit dans les zones élargies
à chaque extrémité des colonnes, soit dans les décanteurs.
Ils diffèrent en particulier par la façon dont il réalise le contact entre les phases [8].
II.8 Description de procédé d’extraction des aromatiques
II.8.1 But de l'installation
L'unité d'extraction des aromatiques a été projetée pour extraire de l'essence reformée
des aromatiques qui seront fractionnées ensuite en benzène et toluène purs. La charge
est constituée par la coupe de reformât léger provenant de la colonne 100-C-5.
Les hydrocarbures constituant la charge sont essentiellement du type C6 et C7 soit
paraffiniques, soit aromatiques; leurs points d'ébullition n'étant pas suffisants à en
faciliter la séparation par fractionnement, d'où on procède donc à un autre type de
séparation qui est l'extraction avec un solvant.
Le solvant utilisé dans ce procédé est le sulfolane ou le 1,1-dioxyde
tétrahydrothiophène.
II.8.2 Les Méthodes de séparation
L'unité est basée dans son procédé sur deux méthodes de séparation :
II.8.2.1 Extraction liquide - liquide
L'extraction liquide-liquide est un procédé important parmi les procédés physicochimiques de séparation des divers constituants d'un mélange. Il s'est considérablement
développé dans l'industrie depuis quelques années. Basé sur la différence de solubilité
des substances entre plusieurs liquides, cette méthode est en général, plus économique
que les procédés purement chimiques, qui nécessitent souvent des produits coûteux.
II.8.2.2 Fractionnement
C'est un procédé de distillation qui permet une séparation aisée des liquides à points
d'ébullition rapprochés ou susceptibles de former un azéotrope, et ne nécessite qu'une
dépense d'énergie moins importante.
22 .
CHAPITRE II
II.8.2.3 Les sections de l’unité
L’unité est divisée en quatre sections :
a- Section d'extraction
La charge qui est du reformât léger provenant du bac S29 est envoyée au moyen de la
pompe 200MP1 à la première colonne 200-C-1 à disques rotatifs dont le débit est
contrôlé par le régulateur FRC1. L’alimentation se fait par la partie basse de la colonne.
Le solvant qui est dans notre cas le sulfolane entre par la zone haute de la colonne, qui
fait que les deux produits sont introduits à contre-courant.
Les colonnes à disques rotatifs appelées aussi RDC, sont des colonnes munies d’un
rotor interne constitué par un arbre qui les traverse longitudinalement. Sur cet arbre est
emboîté un certain nombre de disque (plateaux). La colonne C1 (RDC1) comporte 70
semi-disques (plateaux) et la colonne C2 (RDC2) comporte 40 semi-disques (plateaux)
Ces plateaux tournent avec l’arbre entraîné à l’aide d’un moteur électrique à une
vitesse de 33 trs/min pour le RDC1 avec possibilité de variation jusqu’à 50 trs/min et de
90 trs/min pour le RDC2 avec possibilité de variation jusqu’à 120 trs/min.
Sur la chemise interne de la colonne sont montés des semi-disques fixes alternes avec
ceux rotatifs (Figure II.3).
Le principe de fonctionnement de la colonne d’extraction peut être comparé à un
agitateur central qui mélange les deux phases.
A travers les semi-disques, la partie lourde descend vers le fond de la colonne, c'est un
mélange de sulfolane et aromatiques dissous appelée Extrait riche, tandis que la partie
légère se déplace vers le haut de la colonne composée de non aromatiques appelée
Raffinat.
Le contenu de la colonne d’extraction se compose de trois phases :

La phase inférieure de solvant riche en aromatiques (extrait),

Une phase intermédiaire qui contient l’émulsion des deux phases,

Une phase supérieure constituée d’hydrocarbures non aromatiques (raffinat).
23 .
CHAPITRE II
De la tête du RDC1 sort le raffinat qui entre ensuite dans la zone basse de la colonne
de lavage (RDC2) afin d’éliminer toute trace de sulfolane.
La récupération du solvant est obtenue en lavant le produit de tête du RDC1 avec de
l’eau envoyée dans la partie haute du RDC2 qui a le même principe de fonctionnement
et de mélange que la colonne d’extraction. De cette colonne on obtient à partir du fond
un mélange eau-sulfolane, et en tête le raffinat lavé, envoyé au stockage sous contrôle
d'un régulateur de niveau (LIC3).
Du fond de l’extracteur RDC1 le solvant riche en aromatiques (extrait), alimente le
stripper de l’extrait (colonne C3) après préchauffage dans l’échangeur E2.
L’énergie nécessaire pour le fonctionnement de cette colonne est assurée par le
rebouilleur E5 grâce à la vapeur surchauffée à moyenne pression.
A l’entrée de la colonne, l’extrait se libère des hydrocarbures non aromatiques qui
sont obtenus en tête de colonne puis condensés avec le produit de tête du stripper de
l’eau (colonne C4) dans le condenseur E3.
Le mélange condensé est recueille dans l’accumulateur V1 ou l’eau décantée est
recyclée à l’aide de pompes alternatives sous contrôle d’un différentiel de niveau
DLIC6 dans le stripper C4 en même temps que l’eau de lavage provenant de
l’extracteur RDC2 sous contrôle d’un différentiel de niveau DLIC4, les hydrocarbures
sont envoyés au moyen de la motopompe MP2 vers le RDC1 comme reflux.
Du fond du stripper de l’extrait, le solvant riche en aromatiques est envoyé à l’aide de
la motopompe MP4 vers la colonne de récupération des aromatiques C5 qui fonctionne
en légère dépression grâce à un éjecteur à vapeur J1.
Les aromatiques ainsi que l’eau provenant du stripper de l’eau sont condensés dans
une batterie d’aero-réfrigérants et refroidis dans le refroidisseur E8, puis recueillis dans
l’accumulateur V2, doté d’une chicane qui permet la séparation d’eau des
hydrocarbures. Une partie des aromatiques sert comme reflux à la colonne sous le
contrôle du régulateur de débit FRC10 en cascade avec le régulateur de niveau du
ballon LIC10, tandis que l’eau décantée est recyclée comme eau de lavage en tête du
RDC2 au moyen de la motopompe MP6 (Figure II.3).
Du fond de la colonne de récupération des aromatiques, au moyen de la motopompe
MP7, le solvant pauvre est de nouveau injecte en tête du RDC1 tout en cédant de la
24 .
CHAPITRE II
chaleur dans les échangeurs successivement E4, E6, E7, E2. L'énergie nécessaire pour
la séparation au sein de la colonne C5 est fournie par le rebouilleur E9, utilisant de la
vapeur surchauffée.
Une partie du fond de la colonne de récupération des aromatiques est destinée à
alimenter la section de régénération toujours à l'aide de la pompe MP7.
b- Section de régénération
Le but de cette section consiste à purifier le sulfolane en le débarrassant de tous les
polymères.
La charge provenant du fond C5 est préchauffée dans l’échangeur E10 à l'aide de la
vapeur, entre dans la colonne C6 qui travaille sous vide grâce à l'éjecteur à vapeur J2,
où tout le système est contrôlé par le régulateur de pression PRC4, afin d'éviter la
dégradation du sulfolane. Les vapeurs de sulfolane purifiées sont condensées dans le
condenseur E11, puis accumulées dans le ballon V3 et au moyen de motopompe MP8 le
sulfolane est recyclé vers le RDC (Figure II.4).
A partir du fond de la colonne, une partie du produit de décomposition est envoyé de
façon discontinue au moyen d'une pompe alternative normalement vers une cuve d'où
elle est enlevée après avoir été refroidie. L'autre partie est recyclée vers le fond de la
colonne. L’énergie nécessaire de fonctionnement de cette colonne est fournie par le
rebouilleur à vapeur E12.
25 .
CHAPITRE II
Figure II.3 : Schéma simplifié de la section d’extraction
26 .
CHAPITRE II
Figure II.4 : Schéma simplifié de la section régénération
27 .
CHAPITRE II
c- Section de traitement à la terre
Les aromatiques (benzène et toluène) utilisées dans les synthèses
pétrochimiques nécessitent des spécifications internationales, dont l'absence
totale des oléfines et dioléfines est la plus importante.
Pour satisfaire cette spécification, l'unité de production d'aromatiques dispose
d'une section de traitement de ces produits (section d’adsorption) avant leurs
séparations.
La charge composée de benzène, toluène et d'impuretés est préchauffée dans le
préchauffeur E14 avec les aromatiques traités, puis chauffée dans le E15 à l'aide
de la vapeur, et alimentée du haut de la colonne d'adsorption V32/33 contenant
de la terre activée (Figure II.5). Le produit traité (débarrassé des impuretés) sort
du fond de l'adsorbeur en cédant ces calories dans l’E14 et alimente la section de
fractionnement.
a- Section fractionnement
Elle est destinée à séparer le benzène du toluène par un simple procédé de distillation.
C'est une section qui comprend une colonne de benzène, une colonne de toluène pour
l'élimination des xylènes contenus dans la charge et d'autres équipements auxiliaires
nécessaires à la fabrication et la séparation des produits.
La charge une fois traitée, sort du fond de la colonne à la terre et entre dans la colonne
de benzène C7. La chaleur nécessaire pour la distillation est fournie par le rebouilleur
F1 utilisant le fuel-gaz comme gaz combustible.
Le produit de tête de la colonne, après condensation dans les aéro-réfrigerants
MEA3A/B est récupéré dans le ballon V6 puis utilisé comme reflux total au moyen de
la motopompe MP16 en passant par le coalescer FT1 pour l'élimination des traces
d'humidité. Quant à l'eau elle est drainée par le mamelon du ballon de reflux après sa
décantation (Figure II.6).
28 .
CHAPITRE II
TRC
Charge C7 V‐32 V‐33
PIC E‐14
Charge fractionnement Figure II.5 : Schéma simplifié de la section de traitement à la terre
29 .
CHAPITRE II
Latéralement de la zone supérieure, au niveau du 7ème plateau, on extrait le benzène
sous le contrôle d'un régulateur de différence de température DTRC7 entre le 7ème et le
15ème plateau de la colonne en cascade avec le régulateur de débit FRC29.
Le benzène est accueilli dans l'accumulateur V7 lequel est transféré vers le stockage
intermédiaire à l'aide de la motopompe MP15 après son refroidissement dans
l'échangeur E16, dont la quantité est réglée par le régulateur LIC18.
Le toluène récupéré du fond de la colonne est envoyé avec la pompe MP14 en charge à
la colonne C8 (colonne de toluène) pour rectification. La chaleur nécessaire à la
rectification est fournie par le rebouilleur à vapeur E18.
De la tête de la colonne, le toluène rectifié est condensé dans l’E17 et accumulé dans
le ballon V8 d'où une partie est recyclée vers la colonne par la MP16 comme reflux
tandis que le reste est envoyé à stockage. Le produit de fond de la colonne (produit
lourd) est envoyé par la MP17 à travers l’E19 vers le bac des hydrocarbures lourds de
l'unité 400 (S33/34) ou avec le raffinat (S35/36).
30 .
CHAPITRE II
TIC EA‐ 3 FRC
B.D
N2
PRC
LIC V‐12
FRC C‐ 7
LIC V‐7 MP‐ 13 TRC
F‐1 MP‐15 LIC TIC
FRC
PIC
FG
FRC
Charge C7 MP‐ 14
FR
CW
Benzène à stock
E‐16
Figure II.6 : Schéma simplifié de la section fractionnement
31 .
CHAPITRE III
Solvants organiques et liquides ioniques
III. Solvants organiques et liquides ioniques
III.1 Les Solvants organiques
III.1.1 Définition des solvants
Les solvants sont des substances organiques liquides et souvent volatiles capables de
dissoudre d’autres substances. Le processus de dissolution ne modifie ni le solvant ni
les composés dissous. Les différentes propriétés chimiques telles que polarité, tension
de vapeur, point d’ébullition et volatilité déterminent leur domaine d’application. Ils
sont utilisés comme solvants à proprement parler, mais également en tant que matières
de base dans l’industrie chimique et comme réfrigérants, antigels, propulseurs de
sprays, insecticides, carburants. Chimiquement, les solvants constituent un groupe très
hétérogène. Comme le montre le tableau III.1, ils appartiennent à différentes catégories.
Quantitativement, les hydrocarbures aliphatiques et aromatiques, leurs dérivés
halogénés, ester, glycol et les alcools occupent le premier rang. De nombreux produits à
usage technique comme les diluants «nitro» sont des mélanges de différents solvants
[3].
III.1.2 Propriétés des solvants
Les solvants des procédés industrialisés sont, soit des glycols : les di-, tri-, et tétraéthylèneglycols (en abrégé DEG, TEG, et TETRA EG respectivement), soit des amides
: la N-méthylpyrrolidone (NMP). la N-formylmorpholine (NFM). Soit des dérivés
oxygénés de molécules soufrées comme le diméthylsulfoxyde (DMSO) ou la
tétraméthylènesulfone (sulfolane). Ils possèdent évidemment les propriétés générales
des solvants industriels telles que : stabilité thermique et chimique, faibles toxicité et
corrosivité, large disponibilité et coût modéré (entre 5 et 35 F/kg). Ils se sont imposés
parmi de nombreux autres solvants proposés parce que l’ensemble de leurs propriétés
physiques, dans des conditions de mise en œuvre bien définies et optimisées pour
chacun d’eux, offraient les meilleurs compromis pour l'extraction des aromatiques [3].
32 .
CHAPITRE III
III.1.2.1 Propriétés physiques
D’après les principales propriétés physiques regroupées dans le tableau III.1, on peut
constater en particulier que tous les solvants ont:
a) Une température de cristallisation suffisamment basse pour qu’ils puissent être
mis en œuvre sans complication d’appareillage. Tout au plus, des solvants tels
que le sulfolane, le DMSO et la NFM, qui ont les températures de cristallisation
les plus élevées, nécessitent que certaines lignes et bacs de stockage soient tracés
à la vapeur.
b) Une température d’ébullition nettement supérieure à celle du xylène (140 °C)
qui est généralement le moins volatil des aromatiques à extraire. La régénération
du solvant à partir de l’extrait peut donc être réalisée par une distillation aisée et,
par conséquent, économique.
c) Une densité proche ou supérieure à 1,1. Ce qui assure un différentiel de densité
avec les hydrocarbures de la charge (masse volumique à 20 °C de 0,660 à 0,880
g/cm3) favorable à une décantation convenable des phases et au bon
fonctionnement des extracteurs.
Une viscosité qui peut être élevée à température ordinaire, notamment pour les
glycols. Mais qui est toujours inférieure à 2,5 mPa.s à la température
d’utilisation dans l’extracteur (Tableau III.1) et qui est par conséquent favorable
à une cinétique de transfert de matière rapide [3].
III.1.2.2 Capacité et sélectivité des solvants
Les solvants ont une structure moléculaire constituée d’un radical ou d’un cycle
hydrocarboné relativement court, et d’un groupement polaire (Tableau III.1)). Cette
structure leur confère d’une part, la propriété d’être miscibles entre eux et avec l’eau, et
d’autre part, la propriété de sélectivité vis-à-vis des hydrocarbures. Avec un
hydrocarbure donné, ils présentent en effet une solubilité qui dépend de la nature chimique de l’hydrocarbure et, à un degré moindre, de la taille moléculaire de ce dernier.
Plus précisément, si l’on considère les différentes familles chimiques d’hydrocarbures,
on a toujours, pour des constituants de même nombre d’atomes de carbone, des
solubilités décroissantes dans l’ordre :
33 .
CHAPITRE III
aromatiques > dioléfines > oléfines > naphtènes > paraffines
Tableau III.1 : Propriétés des principaux solvants d’extraction des aromatiques [3]
Solvant
DEG
Formule
M
Tf
Tb
ρ (kg/m3) à
μ (mPa.s)/ θ
(g/mole)
(°C)
(°C)
20°C
(°C)
106,1
-8
245
1116
35,7/20
0,97/140
Sulfolane
120,2
27,6
287
1266
10,3/30
2,5/100
DMSO
78,13
18,5
190,8
1100
5
TETRA
194,2
-4
291
1,99/25
1,6/35
1125
61,9/20
1,8/150
NMP
99,1
-24,4
202
1027
1,65/25
1,3/30
NFM
115,1
20
244
1150
8,13/20
0,56/150
TEG
150,2
-7
288
1123
49/20
0,70/140
Dans la même famille chimique, la solubilité décroît sensiblement lorsque le poids
moléculaire de l’hydrocarbure croît.
Dans un procédé d’extraction, température et teneur en eau du solvant sont deux
paramètres déterminants pour l’étape d’extraction proprement dite, mais ont également
une incidence sur les unités en aval. Ils sont donc optimisés pour chaque procédé en
prenant en compte l’ensemble des unités qui le composent. Les conditions d’utilisation
moyennes des principaux solvants dans les extracteurs sont présentées dans le tableau
III.2.
34 .
CHAPITRE III
Tableau III.2: Conditions d’utilisation des solvants en extraction [3]
Nom du
Licence
Solvant de
procédé
Udex
Sulfolane
Arosolvan
Arosolvan
Tetra
Morphylex
DMSO
Antisolvant
base
UOPShell-UOP
Lurgi
Lurgi
Union
KruppIFP
DEG
Sulfolane
NMP
NMP
TETRA
NPM
DMSO
Température
opératoire (°C)
Eau - 8%
Eau -1%
Eau -12%
Glycol Eau - 4%
Eau - 4%
Eau - 5%
140
100
30
60
150
180
35
III.2 Les liquides ioniques
III.2.1 Définition
Les liquides ioniques sont des composés totalement ioniques qui possèdent un point
de fusion inférieur à 100°C. Dans le cas idéal, les liquides ioniques possèdent une
tension de vapeur très faible voire non mesurable, cette nature non volatile offre un
avantage certain pour la séparation des produits par distillation et évite l’exposition aux
vapeurs non contrôlées. Ils ont une stabilité thermique élevée et sont relativement
coûteux et faciles à synthétiser. Ils offrent une forte solvatation car c’est un milieu non
coordonnant dans lequel un certain nombre de solutés organiques et inorganiques
peuvent être dissous. L’ensemble de ces propriétés en font des milieux de choix pour le
développement de la chimie verte [9].
III.2.2 Structure du liquide ionique
Le plus souvent, les liquides ioniques (LIs) sont constitués d’un cation organique et
d’un anion organique ou inorganique. Chaque combinaison (> 106 combinaisons
binaires différents et > 1018 combinaisons tertiaires) d’un couple [cation-anion], amène à
un nouveau produit avec de nouvelles propriétés et applications [10].
Les liquides ioniques sont, uniquement composés d’espèces ioniques. Il existe une
multitude de cations et d’anions pouvant composer un liquide ionique ; les
combinaisons cation/anion sont donc infinies.
35 .
CHAPITRE III
Néanmoins, il est possible de tirer quelques règles générales :
 Les cations sont dans la plupart des cas gros et encombrants, et composés au
moins d’un hétéroatome comme l’azote, le phosphore ou encore le soufre.
 Les anions mis en œuvre peuvent être inorganiques ou organiques.
Nous avons essayé de regrouper les cations et les anions les plus employés pour
synthétiser des liquides ioniques (Figures III.1 et III.2) [11]:
Figure III.1 : Les cations les plus utilisés
III.2.3 Nomenclature des liquides ioniques
La nomenclature des liquides ioniques varie énormément en fonction des
communautés auxquels les articles s’adressent. Par exemple pour 1-butyl-3
méthylimmidazolium thyocinate on trouve l’abréviation [BMIM][SCN], d’autres
utilisent le nombre de carbones portés par les différentes chaines alkyles suivant ou
précédant l’abréviation du cœur du cation : [C4Mim] [SCN], donc il est
malheureusement fréquent d’observer plusieurs noms pour le même composé [12].
36 .
CHAPITRE III
Figure III.2 : Les anions les plus utilisés [11]
III.3 Propriétés physico-chimiques des liquides ioniques
Les liquides ioniques (LIs) se sont récemment ajoutés à la gamme des composés
potentiellement utilisables en tant que solvants de réaction et présentent un grand intérêt
du fait de leurs propriétés physico-chimiques particulières. En effet, les LIs présentent
des avantages évidents d'un point de vue d'ingénierie de procédés, en raison d’une
grande plage de stabilité thermique et chimique, d’une conductivité élevée de la chaleur
et d’une faible tension de vapeur. Certains LIs sont complètement non-volatils jusqu'à
leurs températures de décomposition (typiquement au-dessus de 300°C).
Les liquides ioniques présentent ainsi un risque considérablement réduit de décharge
accidentelle de vapeurs dans l'atmosphère. De plus, la possibilité d’ajuster leurs
caractéristiques physico-chimiques par variation de la nature de l’anion ou du cation ou
en modifiant les substituants portés par le cation du liquide ionique est un atout majeur.
Il faut aussi mentionner que les LIs sont capables de dissoudre un grand nombre de
composés organiques ou inorganiques [13].
III.3.1 Point de fusion
Le critère clé pour l’évaluation d’un liquide ionique est, par définition, son point de
fusion. Un sel fondu est défini comme un liquide ionique à point de fusion inférieur à
37 .
CHAPITRE III
100°C et température de décomposition élevée [350 - 400°C]. La température de fusion
des LIs dépend de la nature du cation mais surtout de celle de l’anion. Plus l’anion est
volumineux, plus le point de fusion du LI est bas. De même, les cations encombrés et
portant des substituant dissymétriques conduisent à des LI à plus bas point de fusion
[13].
III.3.2 Domaine liquide et surfusion
Ils sont liquides sur une large gamme de températures ; l’écart entre le point de fusion
et le point d’ébullition du liquide ionique est en général très grand ce qui fait d’eux des
composés non-volatils ou possédant une pression de vapeur saturante très faible. Ils
auront ainsi un impact moindre que les solvants organiques volatils sur l’environnement
mais aussi sur la santé des utilisateurs puisque, en théorie, ces derniers ne pourront pas
en respirer les vapeurs. De plus puisqu’ils sont stables thermiquement et chimiquement,
les risques d’explosion et/ou d’incendie sont faibles [11].
III.3.3 Densité et Viscosité
Les LIs sont en général denses et visqueux. Ils ont une viscosité qui peut atteindre dix
fois celle des solvants organiques ordinaires, elle peut varier de 30 jusqu’à 1000 cP. La
viscosité des LIs peut également changer avec la composition moléculaire de l’anion,
ainsi qu’elle augmente quasi-linéairement avec la longueur de la chaine alkyle du
cation.
La densité des LIs est aussi fonction de la nature de l’anion. Elle est aussi une
fonction décroissante de la longueur de la chaine alkyle portée par le cation, comme par
exemple pour l’imidazole. La densité des LIs est aussi une fonction décroissante de la
température [10].
III.3.4 Stabilité thermique
La température maximale d’utilisation des LIs est fixée par sa température de
décomposition. Généralement, les cations imidazolium ont des températures de
décomposition supérieures à celles des cations ammonium, permettant leur utilisation à
des températures supérieures à 250°C et dans certains cas supérieures à 400°C. La
38 .
CHAPITRE III
stabilité thermique pour un liquide ionique constitué d’un cation imidazolium dépend
essentiellement de la structure de l’anion [8].
III.3.5 Toxicité et dangerosité
La toxicité des LIs est pour l’instant mal connue bien que, récemment, des études ont
été entreprises afin d’en évaluer les propriétés toxicologiques. La toxicité des LIs
constitués du cation alkylimidazolium augmente avec une augmentation de la longueur
de la chaîne alkyle. L’introduction d’une chaîne polaire réduit leur toxicité et augmente
leur biodégradabilité. Les cations pyridinium semblent être plus respectueux de
l’environnement que les cations imidazolium. L’anion à un effet moins important sur la
toxicité, cependant les LIs constitués de l’anion Tf2N ont un impact toxicologique sur
−
l’environnement [14].
III.3.6 Volatilité
Les liquides ioniques sont des solvants dont la pression de vapeur saturante est
négligeable à température ambiante. Cela permet de les recycler facilement en distillant
les autres produits directement à partir du mélange. Cependant cette pression de vapeur
saturante est négligeable, et non nulle. Ainsi, dans certains cas précis, il est possible de
séparer des liquides ioniques par distillation fractionnée à très faible pression et très
haute température.
Ces cas sont extrêmement rares et la majorité des liquides ioniques se dégradent au
chauffage avant de pouvoir être distillé [12].
III.4 Les diverses applications des liquides ioniques
Les LIs sont devenus largement utilisés dans des domaines allant de l'industrie
chimique à l'alimentaire. Citons leurs rôles comme solvants dans des catalyses variées
[15], dans le domaine d’électrochimie comme un électrolyte dans les batteries [16],
comme solvant dans les procédés de polymérisation, et comme matériaux pour
dissoudre les pulpes de banane gelées aussi dans la technologie des bioénergies et les
biocatalyses [17], ils sont aussi attractifs pour des processus gazeux (capture de gaz
CO2) [18]. La figure III.3 représente les diverses applications des LIs.
39 .
CHAPITRE III
Les liquides ioniques (LIs) jouent un rôle de plus en plus important dans la science de
séparation comme des solvants alternatifs. Dans ce compte, l’application de LIs dans
tous les domaines de séparation comprenant l'extraction liquide-liquide, la distillation
extractive, etc. [19].
Figure III.3 : Diverses applications des liquides ioniques.
40 Simulation de l’unité d’extraction des aromatiques
.
CHAPITRE IV
IV. Simulation de l’unité d’extraction des aromatiques
IV.1 Introduction
La croissance rapide de la production des hydrocarbures aromatiques, benzène,
toluène et xylènes BTX, d'origine pétrolière est due au large marché de ces grands
intermédiaires et à l'existence des procédés de reforming et de pyrolyse des essences qui
rendent disponible des quantités importantes de coupes riches en aromatiques.
Dans ce chapitre on soulève deux grandes parties, la première présente une vision
générale sur les hydrocarbures aromatiques. D’autre part on va se focaliser sur
l’extraction liquide-liquide par solvant sélectif comme une technique de séparation. Le
choix du solvant le mieux adapté est fait à partir de plusieurs critères. La deuxième
partie consiste à faire une simulation (conception et exécution) du procédé d’extraction
liquide-liquide des aromatique par différents solvants organiques ordinaires, ensuite par
un solvant vert type liquide ionique dans le but de comparer l’efficacité des solvants
utilisés. Pour réaliser cette étude on a exploité l’outil de simulation ASPEN HYSYS
version 7.1.
IV.2 Description du
procédé d’extraction des hydrocarbures
aromatiques par solvant sélectif IV.2.1 Schéma général du procédé d’extraction des aromatiques par solvant Un procédé industriel d’extraction des aromatiques BTX est un procédé à
fonctionnement continu, il comporte un ensemble d’opérations représentées
schématiquement dans la figure IV.1. On peut distinguer trois opérations principales :
٠ L’extraction proprement dite : a pour fonction d’assurer le rendement du procédé,
c’est-à-dire de délivrer un raffinat pratiquement exempt d’aromatique. C’est une
extraction à contre-courant simple de la charge et du solvant.
٠ La purification des aromatiques : a pour fonction d’amener les aromatiques à leurs
spécifications finales de pureté en hydrocarbures non-aromatiques.
٠ La régénération du solvant ou séparation BTX/solvant : est l’opération qui sépare les
aromatiques du solvant. Elle est consistée généralement en une distillation simple ou un
stripping.
.
CHAPITRE IV
Et trois opérations annexes ;
٠ Le lavage de raffinat.
٠ La séparation du solvant de l’eau de lavage.
٠ La purification du solvant.
Figure IV.1 : Schéma général du procédé d’extraction des aromatiques [2]
IV.2.2 Critères de choix de solvant
Le choix de solvant le mieux adapté pour l’extraction des aromatiques est basé sur
plusieurs critères, en se basant sur différents paramètres, tels que l’efficacité de solvant,
les propriétés physico-chimiques, les propriétés technico-économiques et les propriétés
environnementales.
a- Efficacité de solvant
Il doit avoir un bon coefficient de distribution (Di) généralement supérieur à 1, qui est
défini par la relation suivante [11] :
/
: Concentration de l’espèce i dans la phase extrait
: Concentration de l’espèce i dans la phase raffinat
Il doit avoir une sélectivité (Sij) élevée pour les composés aromatiques présents dans le
mélange (i + j), qui est définie par la relation suivante [11] :
.
CHAPITRE IV
/
/
b- Propriétés physico-chimiques

Point d’ébullition plus élevé que celui des composants de la charge afin de
permettre sa récupération et son recyclage.

Une température de cristallisation suffisamment basse pour qu’ils puissent être
mis en œuvre sans complication d’appareillage.

Une viscosité inferieure à la température d’utilisation d’extracteur pour assurer
un bon transfert de matière.

Faible tension de vapeur pour éviter un équipement à haute pression.

Stabilité, pas de dégradation thermique et / ou chimique.

Etre non miscible avec les hydrocarbures saturés.

Grande densité pour assurer un différentiel de densité avec les hydrocarbures de
la charge, favorable à une décantation convenable des phases et au bon
fonctionnement des extracteurs [3].
c- Propriétés technico-économiques

Récupération facile, si possible par un simple flash.

Large disponibilité et coût modéré.

Non corrosif pour les métaux conventionnels de construction [3].
d- Propriétés environnementales

Non toxique pour l’environnement et la sécurité.

Non pollutant [3].
IV.2.3 Différents types des solvants ordinaires
Les solvants des procédés industrialisés sont, soit des glycols : les diéthylènes glycols
(DEG), soit des dérivés oxygénés de molécules soufrés comme la tétraméthylènesulfone
(sulfolane) ou le diméthylsulfoxide (DMSO) (Figure IV.2). Ils possèdent les propriétés
générales des solvants industriels [3].
.
CHAPITRE IV
Di éthylènes glycols
Tétraméthylènesulfone Diméthylsulfoxide
Figure IV.2 : Structures des solvants ordinaires
IV.2.3.1 Propriétés physico-chimiques
Tableau IV.1 : Propriétés physico-chimiques des solvants ordinaires [3]
Solvant
DEG
M
Tf
Tb
ρ (kg/m3)
μ (mPa.s)/ θ
Pression de
(g/mole)
(°C)
(°C)
à 20°C
(°C)
vapeur (kPa)
106,1
-8
245
1116
35,7/20
0,30 à 65,1°C
1,2 à 90,3°C
Sulfolane
120,2
27,6
287
1266
10,3/30
1,33.10-3 à
30°C
DMSO
78,13
18,5
190,85
1100
1,99/25
0,084 à 25°C
IV.2.3.2 Propriétés environnementales
a- Informations toxicologiques
Tableau IV.2 : Informations toxicologiques des solvants ordinaires [3]
Solvant
DEG
Toxicité aigue LD50 Indication
Valeurs limites
(mg/kg)
d’exposition sur
des risques
(Orale) (Peau)
8h en ppm
19530
52
Pas irritant R22, S2,
pour
la S46
Cancérogénèse
Résultat
négative
peau
Sulfolane 1941
4009
R22
0,37
Résultat
négative
DMSO
28000
50000
R36, 37,38
50
Résultat
négative
 R36/37/38 : Irritant pour les yeux, les voies respiratoires et la peau.
.
CHAPITRE IV
 R22 : Nocif en cas d’ingestion.
 S46 : En cas d’ingestion, consulter immédiatement un médecin et lui montrer
l’emballage ou l’étiquette.
b- Informations écologiques
Les solvants organiques cités sont tous des composés organiques volatils (COV). Leur
vaporisation dans l’atmosphère contribue à la production d’ozone dans la troposphère
par réaction photochimique, augmentant ainsi les risques, en particulier pour les
personnes asthmatiques ou souffrant d’insuffisance respiratoire.
Le rejet de ces solvants directement dans le milieu naturel peut contribuer
sensiblement à la détérioration de la faune et la flore peuplant les fleuves et les rivières
[2].
IV.3 Simulation du procédé d’extraction des aromatique en utilisant
des solvants organiques
IV.3.1 Méthodologie générale
Cette partie consiste à simuler un procédé d’extraction des aromatiques par des
solvants ordinaires présentés précédemment à l’échelle industrielle en utilisant un
logiciel de simulation le plus connu dans le domaine d’engineering, qui est ASPEN
HYSYS version 7.1.
IV.3.1.1 Les étapes de simulation
a- Choix du système de séparation
L’extraction de benzène à partir d’un mélange benzène/heptane par des solvants
ordinaires a été choisi comme un système modèle pour la séparation des aromatiques /
aliphatiques.
b- Choix du modèle thermodynamique
Les données des paramètres d’interaction binaires pour le système heptane + benzène
+ solvant ont été estimés en choisissant le modèle thermodynamique NRTL (Non
.
CHAPITRE IV
Random Two Liquids) qui est un modèle semi-empirique basé sur le concept de
composition locale. Le modèle NRTL peut décrire avec précision le comportement du
système, donc c’est le modèle le plus convenable pour la simulation des procédés
d’extraction liquide-liquide.
Les paramètres d’interactions binaires du modèle NRTL Δuij, Δuji sont présentés dans
le tableau IV.3.
Tableau IV.3 : Paramètres d’interaction du modèle NRTL pour le système ternaire
{benzène + n heptane + solvants classiques}
Système ternaire
Benzène (1) - n-heptane (2) - Sulfolane (3)
Benzène (1) - n-heptane (2) - DMSO (3)
ij
Δuij (J/mole)
Δuji (J/mole)
12
-360,939
762,59
13
104,723
804,350
23
2943,92
1714,668
12
-733,046
1089,939
13
294,854
178,622
23
1650,650
2023,427
Δuij est un paramètre ajustable représentant l’énergie d’interaction entre les espèces i et
j.
c- Conditions opératoires
Les conditions moyennes d’utilisation des solvants ordinaires étudiés dans
l’extracteur sont déterminées selon les procédés industriels existants (Tableaux IV.4 et
IV.5).
d- Description du procédé d’extraction des aromatiques
Le mélange d’alimentation est envoyé vers la tour d’extraction liquide- liquide (T100), ou les hydrocarbures aromatiques sont dissous sélectivement dans le solvant. La
phase raffinat riche en hydrocarbures non aromatiques sort en haut de la colonne et est
envoyé vers la tour de lavage avec l’eau (T-102) pour le but de récupérer la petite
quantité de solvant entrainée dans la phase raffinat. Le mélange eau-solvant est envoyé
vers le stripper (T-103) pour être séparé. Les aliphatiques sortent en haut de la tour de
lavage et sont envoyés vers le stockage. La phase extrait riche en solvant quitte la tour
.
CHAPITRE IV
d’extraction avec des traces des aliphatiques et une grande quantité des aromatiques, ces
derniers sont envoyés vers le stripper (T-101) pour assurer une bonne séparation
solvant/aromatique, le solvant pur quitte le stripper (T-101) en bas et est recyclé vers la
tour d’extraction et les aromatiques sortent comme distillat avec une grande pureté. Le
procédé d’extraction retenu par le simulateur Aspen Hysys est présenté dans la figure
IV.4.
Tableau IV.4 : Conditions opératoires des procédés d’extraction des aromatiques à
l’échelle industrielle [3]
Procédé
Sulfolane
Solvant utilisé
Conditions
Rapport molaire
Nombre
opératoires
solvant/Alimentation
d’étages
Sulfolane
100°C à 2 bar 4/1
12
DMSO
35°C à 1 bar
12
(Shell-Uop)
IFP
4/1
Tableau IV.5 : Conditions opératoires des procédés d’extraction des aromatiques par
des solvants organiques DMSO et sulfolane
Alimentation
Solvant
Benzène - n-Heptane
Sulfolane
DMSO
25
100
35
1,013
2,026
1,103
Débit total (t/h)
300
1200
1200
Benzène (t/h)
120
-
-
Heptane (t/h)
180
-
-
Solvant (t/h)
-
1200
1200
Température (°C)
Pression (bar)
Composition en % massique
Benzène
40
-
-
n-Heptane
60
-
-
-
100
100
Solvant
46 .
CHAPITRE IV
Simulation de l’unité d’extraction des aromatiques
Figure IV.3 : Schéma général du procédé d’extraction des aromatique
47 .
CHAPITRE IV
Figure IV.4 : Schéma du procédé d’extraction des aromatique par des solvants organiques conçu par le simulateur Aspen HYSYS 7.1
.
CHAPITRE IV
IV.4 Simulation d’un procédé d’extraction des aromatique par des
Liquides ioniques
L’application des liquides ioniques pour les procédés d’extraction est prometteuse, car
ils représentent un nombre important des avantages qui sont entre autres :

Pression de vapeur négligeable : pas des émissions dans l’atmosphère ;

Large gamme de température ;

Régénération facile par évaporation ou par stripping des composés séparés ;

Leur nature non-toxique [20].
IV.4.1 Avantages et inconvénients
IV.4.1.1 Avantages

On peut optimiser leurs caractéristiques pour une application donnée en
modifiant la nature du couple anion/cation.

La vitesse des réactions, la sélectivité et le rendement sont souvent meilleurs
dans les liquides ioniques.

Leur non volatilité est mise à profit dans de nombreux processus chimiques, car
elle garantit notamment une non-exposition des opérateurs aux vapeurs de
solvant.
Les liquides ioniques possèdent une pression de vapeur nulle aux conditions
ambiantes et sont donc non-volatils et permettent d’éviter les problèmes de sécurité et
de pollution lié à l’évaporation du solvant. Les liquides ioniques sont des bons solvants
pour les sels et sont miscibles dans d’autres solvants. Le produit organique de la
réaction peut facilement être extrait des liquides ioniques dans lesquels sont présents les
catalyseurs. Le catalyseur peut être ainsi être séparé des produits et réutilisé. Bien que
l’extraction nécessite l’utilisation d’un solvant organique, le procédé de réutilisation du
catalyseur et du solvant reste bénéfique pour l’environnement. De plus, une distillation
peut aussi permettre de recueillir le produit.
Cependant la totalité des effets des liquides ioniques sur l’environnement n’a pas été
complètement étudié.
Les liquides ioniques peuvent être fonctionnalisés. L’ajout d’un groupement peut
augmenter le caractère recyclable d’un liquide ionique [21].
.
CHAPITRE IV
IV.4.1.2 Inconvénients

Certain nombre de ces composés ont une certaine toxicité intrinsèque. N'étant pas
volatils, leur élimination, notamment lors
pharmaceutiquement actifs, est très difficile.

du
séchage
de
composés
Les solvants sont souvent utilisés comme volant thermiques pour sécuriser des
procédés industriels, la température du milieu ne dépassant pas le point
d'ébullition du solvant. Avec les liquides ioniques, cette barrière n'existe plus et un
emballement de réaction est ainsi susceptible d'atteindre une éventuelle température
de décomposition des produits formés

De même, en cas de surchauffe, des dégradations du solvant peuvent survenir à la
place de son évaporation, pouvant mener à d'autres sous-produits toxiques.
 Le prix de revient élevé de ces solvants par rapport aux solvants classiques limite
grandement leur utilisation, malgré les possibilités avancées de recyclage [21].
IV.4.2 Choix de liquide ionique
Le choix du liquide ionique le mieux adapté pour une extraction liquide- liquide est
basé sur plusieurs critères :

Premièrement, il doit être sélectif, c’est-à-dire être capable de solubiliser le
soluté à extraire tout en ayant une solubilité faible pour le reste des constituants
du mélange.

Il doit également être facile à synthétiser et à manipuler. Ses propriétés
physiques (point de fusion, viscosité...) doivent également être en adéquation
avec le procédé étudié.

Enfin, il doit être le moins coûteux possible [14].
Pour répondre à ces critères, nous avons sélectionné un liquide ionique 1-butyl-3méthylimidazolium thiocyanate [BMIM] [SCN] (Figure IV.5), qui est utilisé comme
solvant pour la séparation des aromatiques à partir de leur mélange avec les
hydrocarbures aliphatiques. Ce liquide ionique, en plus de posséder des avantages
innombrables, présentent aussi un niveau acceptable de la toxicité et peut être
facilement synthétisé avec un coût raisonnable [14].
Les propriétés physico-chimiques du liquide ionique choisi comme solvant sont
présentées dans le tableau IV.6.
.
CHAPITRE IV
Figure IV.5 : Structure du liquide ionique [BMIM] [SCN]
Tableau IV.6 : Les principales propriétés physico-chimiques du liquide ionique
[BMIM] [SCN] [22]
LI
[BMIM]
M
ρ g/cm3
(g/mole)
à 25°C
197,30
1,067
Tb (°C)
Tf (°C)
μ (mPa.s)/
Pvapeur
Toxicité
θ (°C)
241,15
< -20
[SCN]
54/25
Négligeabl Non
e
IV.4.3 Simulation du procédé
Pour le but de simuler un procédé d’extraction des aromatique par solvants type
liquide ionique, un modèle de procédé a été développé en exploitant le simulateur Aspen
Hysys 7.1. Le système modèle benzène + n-heptane + [BMIM][SCN] a été choisi
comme système objet d’étude.
a- Définition des constituants hypothétiques
Le problème qui se pose dans cette partie en ait que les LIs ne sont pas répertoriées
dans la base de données de Aspen HYSYS 7.1. Donc pour résoudre ce problème, nous
avons introduit dans la base de données du simulateur ce nouveau constituant. La
procédure d’introduction du liquide ionique [BMIM][SCN] est présentée par les étapes
suivantes :
-
Récolter les propriétés physico-chimiques des LIs choisis, en se basant sur la
littérature.
-
Introduire les liquides ioniques dans la base de données de HYSYS comme
nouveau composé, en se basant sur les propriétés obtenus précédemment par
l’option « hypothetical » (Figure IV.6).
.
CHAPITRE IV
Figure IV.6 : Introduction du LI [BMIM][SCN] dans la base de données de HYSYS
-
Caractériser la structure du liquide ionique en se basant sur leurs groupes
chimiques par le modèle UNIFAC « UNIFAC Compenet Builder » (Figure IV.7)
Figure IV.7 : Caractérisation de la structure de liquide ionique [BMIM][SCN]
-
Estimer les propriétés manquantes par le modèle UNIFAC «Estimate unknown
props». Une fois introduire le liquide ionique dans la base de données de
HYSYS, une étape de conception de procédé s’impose.
b- Modèle thermodynamique
Afin de faciliter l’utilisation des liquides ioniques pour la simulation et le
dimensionnement des procédés, les données expérimentales d’équilibre liquide-liquide
.
CHAPITRE IV
ont été corrélées à l’aide du modèle thermodynamique UNIQUAC. Les paramètres
d’interactions binaires du modèle UNIQUAC
Δuij, Δu ji sont présentés dans le tableau
IV.6.
Tableau IV. 7 : Paramètres d’interaction du modèle UNIQUAC pour le système
ternaire {benzène + n heptane + LIs} [14]
Système ternaire
ij
Δuij (J/mole)
Δuji (J/mole)
12
-534
1215
Benzène (1) - n-heptane (2) -[BMIM][SCN] (3) 13
2288
-1009
23
5481
367
Δuij : est un paramètre ajustable représentant l’énergie d’interaction entre les espèces i et
j.
Le diagramme d’équilibre liquide – liquide du système benzène –n-heptane –
[BMIM][SCN] est représenté sur la figure IV.8. Le diagramme observé est du type II,
avec deux systèmes binaires qui présentent une lacune de miscibilité.
Benzène
Phases raffinat
Phases extrait
Droite d’équilibre L -L
n-Heptane
[BMIM][SCN]
Figure IV.8 : Diagramme de phase du système ternaire benzène – n-heptane [BMIM][SCN] (Données expérimentales) [14]
.
CHAPITRE IV
c- Conditions opératoires
Les conditions opératoires de la colonne d’extraction des aromatiques par le liquide
ionique [BMIM][SCN] sont fournies dans les tableaux IV.8 et IV.9.
Tableau IV.8 : Conditions opératoires de la colonne d’extraction des aromatiques par
du liquide ionique
Spécifications
Valeurs
Pression, bar
1,013
Température, °C
20
Nombre d’étages
12
Rapport molaire S/F
2,5
Tableau IV.9 : Spécifications des courants d’alimentation et de solvant du procédé
d’extraction des aromatiques par du liquide ionique
Spécifications
Courants
Alimentation
Solvant [BMIM][SCN]
T, °C
25
20
P, bar
1,013
1,013
Débit total, t/h
300
750
Benzène, t/h
120
-
Heptane, t/h
180
-
-
750
Benzène
40
-
n-Heptane
60
-
-
100
[BMIM][SCN], t/h
[BMIM][SCN]
d- Conception et description du procédé
Le mélange d’alimentation benzène - heptane est envoyé vers la colonne d’extraction
(T-100), ou le benzène est dissous sélectivement avec le liquide ionique. La phase
raffinat riche en heptane sort en haut de la colonne avec une grande pureté et est envoyé
vers le stockage. La phase extrait riche en solvant quitte la colonne d’extraction avec
une quantité maximale de benzène et est envoyé vers le stripper (T-101) pour assurer
54 .
CHAPITRE IV
une bonne séparation solvant/aromatique, le solvant pur quitte le stripper comme résidu
et est recyclé vers la colonne d’extraction. Le benzène sort comme distillat avec une
grande pureté (Figure IV.9).
D’une manière générale, dans ce chapitre on a mis en évidence les procédés
d’extraction des aromatiques, par des solvants organiques ordinaires et par un solvant de
type liquide ionique. Une étude comparative a été établi pour mettre au point les
avantages et les inconvénients des différents types de solvants dans les procédés
d’extraction des aromatiques étudiés.
55 .
CHAPITRE IV
Figure IV.9 : Schéma du procédé d’extraction des aromatiques par un liquide ionique conçu par le simulateur Aspen HYSYS 7.1
.
CHAPITRE IV
IV.5 Résultats de la simulation
IV.5.1 Simulation de la colonne d’extraction liquide-liquide avec des
solvants organiques
Les résultats de simulation obtenus pour les différents solvants organiques choisis
dans cette étude sont rassemblés dans les tableaux IV.10 et IV.11.
Les bilans matières de la colonne d'extraction en présence des deux solvants
sulfolane et DMSO sont illustrés par les points représentatifs des phases extrait et
raffinat obtenues après séparation du mélange contenant 40% massique en benzène
sur les diagrammes triangulaires des systèmes ternaires étudiés (Figure IV.10).
différents solvants organiques étudiés
Extrait
Procédés
Raffinat
Sulfolane
DMSO
80,79
35,11
100,5
35,07
3
1
3
1
Débit total, t/h
1320
1350
174
147
Benzène, t/h
120
121
0,385
0,231
n-Heptane, t/h
15,9
34,0
164
146
Solvant, t/h
1180
1190
9,29
0,992
Température, °C
Pression, bar
Sulfolane
DMSO
Composition en masse %
Benzène
9,1
8,98
0,26
0,16
Heptane
1,20
2,52
94,4
99,2
Solvant
89,7
88,5
5,34
0,64
Taux de récupération %
Benzène
99,7
99,8
0,319
0,191
n-Heptane
8,84
18,9
91,2
81,1
Solvant
99,2
99,9
0,778
0,0832
.
CHAPITRE IV
Tableau IV.11 : Résultats de calculs de la sélectivité (Sij) et du coefficient de
distribution (D) pour les différents solvants organiques étudiés
Composition en fraction massique
Raffinat
D
Sij
41,1
0,467
45,1
0,861
Extrait
Benzène
(1)
n-Heptane
(2)
Sulfolane
(3)
Benzène
(1)
n-Heptane
(2)
Sulfolane
(3)
0,0022
0,944
0,0538
0,091
0,0120
0,897
Benzène
1
n-Heptane
2
Benzène
1
n-Heptane
2
0,0020
0,9894
0,0907
0,0193
DMSO
3
0,0086
DMSO
3
0,890
Benzène
Benzène
1
(a)
0
0.1
0.9
0.2
0.8
0.3
0.7
0.4
0.6
0.5
0.5
0.7
0.3
Raffinat
Mélange (F+ S)
0.6
0.4
0.9
0.1
n-Heptane
1
0
n-Heptane
Extrait
0.8
0.2
1
0.9
0.8
0.7
0.6
0.5
0.4
0.3
0.2
0.1
Sulfolane
0 Sulfolane
Benzène
(b)
Mélange (F+ S)
Raffinat
n-Heptane
Extrait
DMSO
Figure IV.10: Diagrammes ternaires des systèmes benzène - n-heptane - solvant :
(a) en présence de sulfolane, (b) en présence de DMSO
.
CHAPITRE IV
 Interprétation
Les résultats de simulation de la colonne d’extraction liquide-liquide montrent que
le procédé d’extraction avec le DMSO donne un bon taux de récupération de benzène
dans la phase extrait qui est presque égal à celui obtenu avec le sulfolane. Alors que,
le taux de récupération de l’heptane dans la phase raffinat est beaucoup plus
important en présence de sulfolane qu’en DMSO. Ainsi, on constate que le solvant
DMSO présente une meilleure sélectivité et un bon coefficient de distribution par
rapport au sulfolane.
D’après les diagrammes ternaires (Figure IV.10), on remarque que l’extraction en
présence du DMSO donne un raffinat contenant une très faible quantité de solvant
comparée à celle récupérée dans le cas de sulfolane qui est presque 10 fois
supérieure.
IV.5.2 Etude de l’effet de la composition du mélange binaire benzène - nheptane sur l’extraction liquide – liquide en présence des solvants
organiques
Pour approfondir notre étude, nous avons jugé utile d’examiner l’effet de la
variation de la composition du mélange benzène – n-heptane pour chaque solvant
organique envisagé sur la qualité de l’extraction (Tableau IV.12). Les résultats
obtenus sont regroupés dans le tableau IV.13 et aussi illustrés dans les figures IV.11
– IV.12.
Tableau IV.12: Différentes compositions du mélange mélanges benzène – n-heptane
N°
point
1
Benzène
(1)
%
10
n-Heptane
(2)
%
90
Sulfolane
(3)
%
100
Benzène
(1)
%
10
n-Heptane
(2)
%
90
DMSO
(3)
%
100
2
20
80
100
20
80
100
3
30
70
100
30
70
100
4
40
60
100
40
60
100
5
50
50
100
50
50
100
6
60
40
100
60
40
100
7
70
30
100
70
30
100
8
80
20
100
80
20
100
.
CHAPITRE IV
2.2
2.0
sélectivité benzène/heptane
1.8
1.6
1.4
1.2
1.0
0.8
0.6
0.4
Sulfolane
DMSO
0.2
0.0
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
coefficient de distribution de bènzene
Figure IV.11 : Sélectivités
distribution
è
è
/
en fonction de coefficient de
pour les différentes compositions de l’alimentation
Benzène
Points de mélange
Raffinat
n-Heptane
Extrait
DMSO
Figure IV.12 : Diagramme triangulaire du système Benzène (1) - n-heptane (2) DMSO (3) pour les différentes compositions du mélange binaire
.
CHAPITRE IV
pour différentes composition de l’alimentation
Raffinat
Extrait
D
S
Benzène
(1)
0,0032
n-Heptane Sulfolane Benzène n-Heptane Sulfolane
(2)
(3)
(1)
(2)
(3)
0,943
0,0538
0,0245
0,00577
0,970
7,07
0,0384
0,00306
0,943
0,0538
0,0479
0,00764
0,944
15,6
0,113
0,00249
0,944
0,0535
0,0702
0,00974
0,920
28,2
0,259
0,00222
0,944
0,0534
0,0911
0,0120
0,897
41,1
0,467
0,00215
0,944
0,0534
0,111
0,0146
0,874
51,7
0,711
0,00214
0,944
0,0534
0,130
0,0173
0,853
60,7
0,990
0,00214
0,945
0,0533
0,148
0,0202
0,832
68,9
1,31
0,00214
0,945
0,0533
0,164
0,0233
0,812
76,7
1,69
Raffinat
Extrait
D
S
Benzène
(1)
0,002
n-Heptane
DMSO
(2)
(3)
0,989
0,00864
Benzène n-Heptane DMSO
(1)
(2)
(3)
0,0248
0,0151
0,960
12,4
0,185
0,002
0,989
0,00864
0,0478
0,0164
0,936
23,8
0,387
0,002
0,989
0,00864
0,0696
0,0178
0,913
34,7
0,613
0,00201
0,9894
0,00863
0,0904
0,0193
0,890
45,1
0,861
0,00201
0,989
0,00863
0,110
0,0208
0,869
54,9
1,13
0,00201
0,989
0,00862
0,129
0,0224
0,849
64,3
1,43
0,00201
0,989
0,00861
0,147
0,0246
0,829
73,2
1,78
0,00201
0,989
0,00860
0,164
0,0263
0,810
81,7
2,13
.
CHAPITRE IV
Benzène
Points de mélange
Raffinat
n-Heptane
Extrait
Sulfolane
Figure IV.13 : Diagramme triangulaire du système Benzène (1) - n-heptane (2) Sulfolane (3) pour les différentes compositions du mélange binaire
D’après les résultats obtenus, on note que la sélectivité et le coefficient de
distribution s’accroissent avec l’augmentation du benzène dans le mélange
d’alimentation. Les valeurs de ces deux principales caractéristiques augmentent
d’autant plus en présence du DMSO comme solvant. Il en sort que, le DMSO reste le
meilleure solvant quelque soit les proportions du benzène et du n-heptane dans le
mélange à séparer.
IV.5.3 Simulation de la colonne d’extraction liquide-liquide avec du
liquide ionique
Les résultats de calcul de la sélectivité et du coefficient de distribution sont reportés
dans le tableau IV.14. Le bilan de matière établi après simulation de la colonne
d’extraction du mélange benzène –n-heptane en présence du liquide ionique [BMIM]
[SCN] est donné dans le tableau IV.15.
.
CHAPITRE IV
Tableau IV.14 : Résultats de calcul de la sélectivité et du coefficient de distribution
pour les différents solvants organiques étudiés
Raffinat
Extrait
Benzène nHeptane
[BMIM]
Benzène
S
1,19.1014
1,58.109
nHeptane [BMIM]
[SCN]
0
D
[SCN]
0,999935 0,000065 0,288
0
0,712
Tableau IV.15 : Résultats de simulation de la colonne d’extraction (T-100) en
présence du liquide ionique
Extrait
Raffinat
Température, °C
22,20
20
Pression, bar
1,013
1,013
Débit total, t/h
870
180
Benzène, t/h
120
3,38.10-13
0,0071
180
750
0,023
n-Heptane, t/h
Solvant, t/h
Benzène
n-Heptane
Solvant
13,8
0
0
99,9872
86,2
0,0128
Benzène
n-Heptane
Solvant
100
0
0,00393
100
100
0,00306
.
CHAPITRE IV
Benzène
Mélange (F+S)
Extrait
Raffinat
n-Heptane
[BMIM] [SCN]
Figure IV.14 : Diagramme ternaire du système benzène - n-heptane - [BMIM]
[SCN]
IV.5.4 Etude de l’effet de la composition du mélange benzène - n-heptane
sur l’extraction liquide – liquide en présence de liquide ionique
Pour approfondir notre étude, nous avons jugé utile d’examiner l’effet de la
variation de la composition du mélange benzène – n-heptane pour liquide ionique sur
la qualité de l’extraction (IV.14). Les résultats obtenus sont regroupés dans le tableau
IV.16 et aussi illustrés dans la figure IV.15
pour les différentes compositions d’alimentation
Raffinat
Benzène
n-Heptane
Extrait
[BMIM]
Benzène
n-Heptane
[SCN]
D
S
[BMIM]
[SCN]
4,09.10-14
1
6,48.10-5
0,0918
9,72.10-9
0,908
2,24.1012 2,18.104
2,36.10-14
1
6,48.10-5
0,168
5,14.10-7
0,832
7,12.1012 3,66.106
8,95.10-15
1
6,48.10-5
0,233
3,76.10-6
0,767
2,6.1013
2,41.10-15
1
6,48.10-5
0,288
1,32.10-5
0,712
1,19.1014 1,58.109
4,44.10-16
1
6,48.10-5
0,336
3,23.10-5
0,664
7,56.1014 2,44.1010
5,12.10-17
1
6,48.10-5
0,377
6,35.10-5
0,623
7,38.1015 4,69.1011
2,94.10-18
1
648.10-5
0,414
1,09.10-4
0,586
1,41.1017 1,53.1013
4,85.10-20
1
6,48.10-5
0,447
1,68.10-4
0,553
9,22.1018 1,55.1015
9,76.107
.
CHAPITRE IV
Benzène
Benzène
1
0
0.1
0.9
0.2
0.8
0.3
0.7
0.4
0.6
0.5
0.5
0.6
0.4
Extrait
0.7
0.3
0.8
0.2
Raffinat
0.1
n-Heptane
0.9
0
n-Heptane
1
0.9
0.8
0.7
0.6
0.5
0.4
0.3
0.2
0.1
1
0 LI
[BMIM] [SCN]
Figure IV.15 : Diagramme triangulaire du système benzène (1) - n-heptane (2) -[BMIM]
[SCN] pour les différentes compositions du mélange d’alimentation
On constate qu’en présence du liquide ionique [BMIM][SCN] le domaine
d’immiscibilité est plus large qu’en présence des solvants organiques (sulfolane et
DMSO), ce qui rend la séparation facile même à des fortes concentrations en benzène
dans le mélange à séparer. Ainsi on remarque que la séparation est meilleure avec
moins de quantité de solvant en utilisant du liquide ionique [BMIM] [SCN].
Dans le tableau comparatif IV.17 sont exposés les résultats de simulation de la
colonne d’extraction (T100) des trois procédés étudiés.
Les résultats montrent que le solvant [BMIM][SCN] présente une meilleure
sélectivité et un bon coefficient de distribution qui tends vers l’infinie par rapport
aux autres solvants organiques ordinaires. Cela peut être dû à la très faible solubilité
de n-heptane dans le liquide ionique. Donc on peut dire que [BMIM][SCN] est plus
efficace pour l’extraction de benzène.
.
CHAPITRE IV
Tableau IV.17 : Résultats de simulation de la colonne d’extraction (T-100) pour les différents procédés étudiés
Alimentation
Solvant
Extrait
Raffinat
Procédés
1
2
3
1
2
3
1
2
3
1
2
3
Température,
25
25
25
100
35
20
80,79
35,11
22,20
100,5
35,07
20
Pression, bar
1,013
1,103
1,013
2 ,026
1,103
1,103
3
1
1,013
3
1
1,013
Débit total, t/h
300
300
300
1200
1200
750
1,32E+03 1,35E+03
8,70E+02 1,74E+02
1,47E+02
1,80E+02
Benzène, t/h
120
120
120
-
-
-
1,20E+02 1,21E+02
1,20E+02 3,85E-01
2,31E-01
3,38E-13
Heptane, t/h
180
180
180
-
-
-
1,59E+01 3,40E+01
7,07E-03
1,64E+02
1,46E+02
1,80E+02
Solvant, t/h
-
-
-
1200
1200
750
1,18E+03 1,19E+03
7,50E+02 9,29E+00
9,92E-01
2,30E-02
1,88E-13
°C
Benzène
40
40
40
-
-
-
9,11E+00 8,98E+00 1,38E+01
2,22E-01
1,57E-01
Heptane
60
60
60
-
-
-
1,20E+00 2,53E+00 8,13E-04
9,44E+01
9,92E+01 1,00E+02
Solvant
-
-
-
100
100
100
8,97E+01 8,85E+01 8,62E+01
5,34E+00
6,74E-01
1,28E-02
2,82E-13
Benzène
-
-
-
-
-
-
9,97E+01 9,98E+01 1,00E+02
3,19E-01
1,91E-01
Heptane
-
-
-
-
-
-
8,84E+00 1,89E+01 3,93E-03
9,12E+01
8,11E+01 1,00E+02
Solvant
-
-
-
-
-
-
9,92E+01 9,99E+01 1,00E+02
7,78E-01
8,32E-02
3,06E-03
1 : extraction par Sulfolane, 2 : extraction par DMSO, 3 : extraction par [BMIM] [SCN]
.
CHAPITRE IV
IV.5.5 Régénération de solvant
Les résultats obtenus montrent que tous les procédés donnent un bon taux de
régénération de solvant >99%, mais le degré de difficulté de la régénération dépend
d’un solvant à un autre.

Pour un solvant organique classique, la récupération nécessite un nombre
important des opérations, par conséquent, elle exige une consommation
d’énergie importante, donc une part des investissements élevés.

Pour le solvant liquide ionique [BMIM][SCN], sa récupération ne demande
qu’une seule unité (distillation simple), donc elle consomme moins d’énergie par
rapport aux solvants organiques classiques.
IV.5.5.1 Simulation de la colonne de régénération des solvants
La simulation des colonnes de régénération de solvant à partir des phases extrait et
raffinat nous a permis d’établir des bilans de matière et thermique autour des colonnes
entière, afin d’évaluer le taux de récupération de solvant à recycler et la quantité
d’énergie totale consommée aux rebouilleurs (Tableaux IV.18 –IV.22).
pour les procédés avec des solvants organiques
Alimentation
2
1
Température, °C
Pression, bar
Distillat
Résidu
1
2
1
2
80,79
35,11
100,5
102,8
282
190
3
1
1,013
1,013
1,013
1,013
Débit total, t/h
1,32E+03 1,35E+03 1,36E+02
1,60E+02
1,19E+03
1,19E+03
Benzène, t/h
1,20E+02 1,21E+02 1,20E+02
1,20E+02
7,71E-01
1,19E+00
Heptane, t/h
1,59E+01 3,40E+01 1,59E+01
3,40E+01
2,21E-13
2,22E-11
Solvant, t/h
1,18E+03 1,19E+03 2,56E-01
6,12E+00
1,18E+03
1,19E+03
H2O, t/h
7,19E-03
2,08E-03 7,19E-03
2,08E-03
9,11E+00 8,98E+00 8,81E+01 7,49E+01
1,20E+00 2,53E+00 1,17E+01 2,13E+01
8,97E+01 8,85E+01 1,88E-01
3,83E+00
5,44E-04 1,55E-04 5,30E-03
1,30E-03
8,54E-11
5.96E-08
6,50E-02
1,86E-14
9,99E+01
7,20E-12
1,00E-01
1,87E-12
9,99E+01
5,02E-09
Benzene
n-Heptane
Sulfolane
H2O
.
CHAPITRE IV
Benzene
n-Heptane
Sulfolane
H2O
9,97E+01
8,84E+00
9,92E+01
9,97E+01
9,98E+01 9,94E+01 9,90E+01
1,89E+01 1,00E+02 1,00E+02
9,99E+01 2,16E-02
5,14E-01
1,00E+02 1,00E+02 1,00E+02
6,40E-01
1,39E-12
1,00E+02
1,19E-06
9,82E-01
6,53E-11
9,95E+01
2,86E-03
Tableaux IV.19 : Résultats de la simulation de la deuxième colonne de distillation (T103) pour les procédés avec des solvants organiques
Alimentation
1
2
Distillat
Résidu
1
2
1
2
Température, °C
99,96
35,07
119,4
102,1
224,2
183,2
Pression, bar
1,013
1
1,014
1,014
1,014
1,014
Débit total, t/h
4,90E+00 2,76E+00 1,21E-01
1,87E+00
4,78E+00
8,96E-01
Benzène, t/h
2,53E-03
6,48E-05
2,53E-03
6,48E-05
3,23E-11
9,04E-31
Heptane, t/h
2,45E-02
1,81E-03
2,45E-02
1,81E-03
8,13E-27
1,16E-30
Solvant, t/h
4,77E+00 9,92E-01
2,28E-03
9,74E-02
4,77E+00
8,94E-01
H2O, t/h
9,94E-02
7,22E-03
2,08E-03
Benzene
n-Heptane
Sulfolane
H2O
5,17E-02
4,99E-01
9,74E+01
2,03E+00
6,77E-10
1,70E-25
9,98E+01
1,51E-01
1,01E-28
1,29E-28
9,98E+01
2,32E-01
Benzene
n-Heptane
Sulfolane
H2O
6,56E-01
1,49E-02
5,14E+01
5,07E+01
1,77E+00 9,22E-02
1,77E+00
2,35E-03 2,09E+00 3,47E-03
6,54E-02 2,01E+01 9,68E-02
3,59E+01 1,88E+00 5,21E+00
6,41E+01 7,59E+01 9,47E+01
2,81E-02 1,00E+02 1,00E+02
1,24E-03 1,00E+02 1,00E+02
1,00E+02 4,79E-02
9,82E+00
9,83E+01 9,27E+01 9,99E+01
1,28E-06
3,32E-23
1,00E+02
7,27E+00
1,39E-24
6,41E-26
9,02E+01
1,18E-01
Tableaux IV.20 : Energie totale consommée en kW
Energie (kW)
QReb1 (T-101)
QReb2 (T-103)
QTOTAL
1
1,529.105
394,9
153294.9
2
1,272.105
1341
128541
1 : extraction par Sulfolane, 2 : extraction par DMSO
.
CHAPITRE IV
pour les procédés avec du liquide ionique
Alimentation
22,20
Distillat
122,4
Résidu
268,1
1,013
1,013
1,013
Débit total, t/h
8,70E+02
1,21E+02
7,49E+02
Benzène, t/h
1,20E+02
1,20E+02
4,39E-16
Heptane, t/h
7,07E-03
7,07E-03
3,80E-28
Solvant, t/h
7,50E+02
7,49E-01
7,49E+02
Benzene
n-Heptane
[BMIM] [SCN]
1,38E+01
8,13E-04
8,62E+01
9,94E+01
5,86E-03
6,20E-01
5,86E-17
5,07E-29
1,00E+02
Benzene
n-Heptane
[BMIM][SCN]
1,00E+02
3,93E-03
1,00E+02
1,00E+02
1,00E+02
9,98E-02
3,66E-16
5,37E-24
9,99E+01
Température, °C
Pression, bar
Tableaux IV.22 : Energie totale consommé en kW
QReb (T-101)
Energie (kW)
1,161.105
IV.5.6 Influence des propriétés physico-chimiques
D’après le tableau IV.23, on voit que tous les solvants utilisés répondent aux normes des
critères de l’extraction exigés tels que :

Un point d’ébullition plus élevé que celui des composants de la charge afin de
permettre sa récupération et son recyclage.

Une température de cristallisation suffisamment basse pour qu’ils puissent être
mis en œuvre sans complication d’appareillage.

Faible tension de vapeur pour éviter un équipement haute pression.

Grande densité (>1000 kg/m3) pour assurer un différentiel de densité avec les
hydrocarbures de la charge, favorable à une décantation convenable des phases
et au bon fonctionnement des extracteurs.
.
CHAPITRE IV
Tableau IV.23: Comparaison entre les différentes propriétés physico-chimiques des
solvants étudiés
Solvant
Tb
(°C)
287
ρ à 20°C
(kg/m3)
1266
Pression de
vapeur (kPa)
1,33.10-3 à 30°C
Toxicité
Sulfolane
Tf
(°C)
27,6
DMSO
18,5
190,85
1100
0,084 à 25°C
Forte
[BMIM][SCN]
< -20
241,15
1067
négligeable
Négligeable
Faible
Mais d’un point de vu toxicologique et environnemental, les solvants organiques
présentent une toxicité élevée et une pollution nuisible à l’écosystème. Par contre le
liquide ionique [BMIM][SCN] est pratiquement non-toxique et non polluant, grâce à
leur nature non volatil.
IV.5.7 Aspect technico-économique
Les informations présentées dans le tableau IV.24, montrent que les solvants organiques
ordinaires présentent un faible pouvoir solvant par rapport au liquide ionique
[BMIM][SCN], qui se justifie par le taux de solvant utilisé par rapport à la charge ; une
faible quantité utilisée exprime un bon pouvoir solvant.
Tableau IV.24 : Critères technico-économique des procédés étudiés
Procédés
1
2
3
Taux de solvant par rapport à la charge
4
4
2,5
Taux de récupération de solvant %
> 99
> 99
> 99
Rendement en aromatique produit %
> 99
> 99
> 99
Equipements utilisés dans le procédé
Colonne d’extraction liquide-liquide (T-100)



Colonne de régénération de solvant (T-101)



Colonne de lavage de raffinat (T-102)



Colonne de distillation (T-103)


-
Consommation d’énergie
Energie total consommé en kW
1,53.105
1,29.105
1,16.105
70 .
CHAPITRE IV
1 : extraction par sulfolane, 2 : extraction par DMSO, 3 : extraction par [BMIM][SCN]
En plus la régénération de solvant et la production de benzène (rendement > 99 %)
dans les procédés d’extraction par les solvants organiques ordinaires exige des
opérations additionnelles où parait un nombre important des équipements, qui
impliquent une grande consommation d’énergie, donc il y aura des investissements
élevés. Par contre la quantité de solvant utilisé dans l’extraction par [BMIM][SCN] est
facilement récupérable par une simple distillation, donc on peut dire que le procédé
d’extraction par le liquide ionique est plus économique grâce à ses équipements moins
encombrant (juste une tour de distillation), par conséquent ce procédé consomme moins
énergie.
71 Conclusion générale
Conclusion générale
Comme nous venons de le voir, les liquides ioniques sont des sels liquide à température
ambiante, se trouvent de manière plus fréquente dans les procédés de séparation, et sont
très souvent utilisés comme solvant dans l’extraction liquide-liquide.
Nous nous sommes intéressés, dans ce modeste travail, à la simulation d’un procédé
d’extraction des aromatiques à partir de leur mélange avec les hydrocarbures aliphatiques,
deux modèles de procédés ont été proposés ; le premier est conçu pour l’extraction du
benzène de mélange binaire benzène - n-heptane par deux solvants organiques classiques:
sulfolane et DMSO, et le deuxième est conçu pour l’extraction du benzène par un solvant
de type liquide ionique [BMIM][SCN]. La simulation de ces procédés a été réalisée en
faisant appel au simulateur ASPEN HYSYS 7.1.
Les résultats de la simulation montrent que le liquide ionique [BMIM][SCN] présente
une meilleur sélectivité que les autres solvants organiques classiques, et aussi il présente
un bon coefficient de distribution, d’un point de vue économique tous les procédés étudiés
donnent un rendement important en benzène produit > 99%, et un bon taux de
régénération de solvant > 99%, mais le degré de difficulté de la régénération dépend d’un
solvant à un autre.
 Pour un solvant organique classique ; la récupération nécessite un nombre important
des opérations, par conséquent, elle exige une consommation d’énergie importante,
donc une part des investissements élevées. Ainsi il est à noter que les pertes en
solvant sont inévitables suite à son entraiment dans la vapeur lors de sa régénération
des deux phases extrait et raffinat.
 Pour le solvant liquide ionique [BMIM][SCN] ; sa récupération ne demande qu’une
seule unité (distillation simple), donc elle consomme moins d’énergie par rapport aux
solvants organiques classiques.
Les informations environnementales montrent que le liquide ionique [BMIM][SCN]
présentent une faible toxicité, une moindre dangerosité à l’écosystème grâce à leur nature
non volatil.
72
BIBLIOGRAPHIE
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Estimation of dansities of ionic liquids using Patel-Teja equation of state and
critical properties determined from group contribution, ALSEVIER J, 2001.
RESUME
Résumé
De nos jours, remplacer les solvants organiques utilisées traditionnellement dans
l’industrie chimique par une nouvelle génération de solvant moins toxique, moins
inflammable, et moins polluant est un défi considérable. Les liquides ioniques, sels
liquides qui satisfont ces critères, sont envisagés comme alternatives. Le but de ce
travail est d’étudie l’impact de la substitution de certains solvants organiques classiques
par d’autre liquide ionique pour l’extraction des hydrocarbures aromatiques à l’échelle
industriel. L’extraction de benzène de mélange benzène – heptane a été choisis comme
modèle de séparation. Les procédés d’extraction liquide – liquide proposés ont été
simulés en utilisant l’outil de simulation des procédés ASPEN HYSYS 7.1. Les
résultats de calcul montrent que le procédé d’extraction avec du liquide ionique offre
une meilleure séparation et une régénération de solvant la moins couteuse de point de
vue énergie.
Mot clés: liquide ionique, hydrocarbures aromatiques, extraction liquide – liquide,
modèle thermodynamique.
Abstract
Nowadays, to replace organic solvents used traditionally in the chemical industry by
novel generation of less toxic, less flammable, and less polluting solvent is a
considerable challenge. The ionic liquids, salts liquid which satisfy these criteria, are
considered like alternatives. The goal of this work is of studies the impact of
substitution of certain traditional organic solvents by other ionic liquids for the
extraction of aromatic hydrocarbons on the industrial scale. The extraction of benzene
from binary mixture of benzene - heptane was selected as model separation system. The
proposal of the liquid-liquid extraction processes have been simulated using ASPEN
HYSYS 7.1 software. The obtained results show that the liquid – liquid extraction
process gives the best separation and a less energy consumption solvent regeneration
process.
Key words: ionic liquid,
thermodynamic model.
aromatic
hydrocarbons,
liquid-liquid
extraction,

III. Solvants organiques et liquides ioniques

Transcription

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