Simulation des procédés (partie 2/4)

## Objectifs et prérequis **Objectifs** : À la fin de ce chapitre, l’élève sera capable de : 1. Expliquer les principes d’intégration des activités dans un procédé industriel (bilans de masse et d’énergie, analyse Pinch). 2. Modéliser, à l’aide d’un logiciel de simulation (Aspen HYSYS, PRO/II ou équivalent), les unités clés d’une raffinerie de pétrole brut (désalage, distillation atmosphérique et sous‑vide, reformage, traitement des coupes légères). 3. Modéliser les étapes de traitement du gaz naturel (déshydratation, désoxydation, récupération des NGL, liquéfaction) et en interpréter les résultats de simulation. 4. Réaliser un bilan énergétique simple d’une colonne de distillation ou d’un échangeur de chaleur à partir des données de simulation. 5. Identifier les principales normes de sécurité et d’hygiène applicables aux unités de procédés pétroliers et gaziers au Cameroun (arrêtés MINEE, normes NFPA 30, API 650). **Prérequis** : - Maîtrise des bilans de masse et d’énergie en régime stationnaire. - Connaissances de base en thermodynamique des mélanges (lois de Raoult, Henry, équations d’état cubiques). - Notions de dessin de procédés (PFD, P&ID) et de lecture de schémas de procédés. - Utilisation élémentaire d’un tableur pour les ajustements de paramètres. --- ## Introduction contextualisée Au Cameroun, la valorisation du pétrole brut provenant du bassin sédimentaire du Rio del Rey et du gaz naturel associé constitue un levier stratégique pour l’industrialisation nationale. Les raffineries de Limbe et de Kribi, ainsi que les installations de traitement du gaz à Douala et à Garoua, s’appuient de plus en plus sur la simulation numérique pour optimiser leurs procédés, réduire la consommation énergétique et garantir la conformité aux normes environnementales. La maîtrise de la simulation permet aux futurs techniciens supérieurs de génie des procédés de participer à la conception, au démarrage et à l’exploitation sécurisée de ces unités, tout en proposant des améliorations basées sur l’analyse Pinch et l’intégration des activités. --- ## I. Intégration des activités ### 1. Définition et objectifs de l’intégration L’intégration des activités consiste à concevoir un procédé de façon globale afin de minimiser les apports externes d’énergie (chauffage, refroidissement) et de matières premières, tout en respectant les contraintes de produit et de sécurité. > **Règle fondamentale** : Dans un procédé bien intégré, la chaleur rejetée par un flux chaud peut être récupérée pour chauffer un flux froid, réduisant ainsi le besoin en utilities externes. ### 2. Bilans de masse et d’énergie en intégration - **Bilan de masse** : Σ ṁ_in = Σ ṁ_out pour chaque composant. - **Bilan d’énergie** : Σ ṁ_in·h_in + Q̇_in = Σ ṁ_out·h_out + Q̇_out + Ẇ_shaft (où h est l’enthalpie spécifique, Q̇ le débit thermique, Ẇ_shaft le travail d’arbre). ### 3. Analyse Pinch (méthode du point de pincement) Étapes : 1. Construire les courbes composites chaud/froid à partir des données de température et de débit thermique des flux. 2. Déterminer le **Pinch temperature** (T_pinch) où la différence minimale de température (ΔT_min) est atteinte. 3. Calculer le **chauffage externe minimum** (Q̇_H,min) et le **refroidissement externe minimum** (Q̇_C,min). 4. Concevoir un réseau d’échangeurs qui respecte le Pinch (pas d’échange de chaleur traversant le Pinch). > **Formule clé** : Q̇_H,min = ∑(ṁ·Cp·ΔT)_flux_chauds – ∑(ṁ·Cp·ΔT)_flux_froids (évalué au-dessus du Pinch). ### 4. Exemple d’application : intégration d’une unité de désalage et d’une colonne de distillation atmosphérique Données simplifiées (débit massique 100 t/h, Cp ≈ 4,2 kJ kg⁻¹ K⁻¹) : - Flux chaud sortant du désalage : T_out = 180 °C, T_in = 30 °C → ΔT = 150 K. - Flux froid entrant à la colonne : T_in = 30 °C, T_out souhaitée = 150 °C → ΔT = 120 K. Chaleur disponible du flux chaud : Q̇_avail = 100 000 kg/h × 4,2 kJ kg⁻¹ K⁻¹ × 150 K = 63 000 000 kJ/h = 17,5 MW. Chaleur nécessaire au flux froid : Q̇_need = 100 000 × 4,2 × 120 = 50 400 000 kJ/h = 14,0 MW. Comme Q̇_avail > Q̇_need, l’excédent (≈ 3,5 MW) peut être dirigé vers un préchauffage d’alimentation d’une unité secondaire, réduisant ainsi la charge de la chaudière. ### 5. Normes de sécurité liées à l’intégration - Respect des écarts de température minimaux (ΔT_min ≥ 10 °C) pour éviter le phénomène de **temperature cross** pouvant provoquer des défaillances matérielles. - Vérification des limites de pression des échangeurs (code ASME Section VIII, DIV 1). - Mise en place de vannes de sécurité et de détecteurs de fuite d’hydrocarbures sur les points de raccordement des réseaux d’échange. --- ## II. Leçon 17 : Simulation appliquée au pétrole brut ### 1. Généralités sur le raffinage du pétrole brut Le pétrole brut camerounais (type léger à moyen) subit généralement : 1. **Désalage** (élimination des sels et de l’eau). 2. **Distillation atmosphérique** (séparation des coupes légères : gaz, naphtha, kérosène, gasoil). 3. **Distillation sous‑vide** (récupération des résidus lourds : lubrifiants, bitume). 4. **Traitement des coupes légères** (reformage, isomerisation, alkylation). 5. **Traitement des résidus** (cokage, hydrotraitement). ### 2. Modélisation d’une colonne de distillation atmosphérique avec Aspen HYSYS #### 2.1. Choix du modèle thermodynamique Pour les hydrocarbures légers à moyens, le modèle **Peng‑Robinson** (PR) avec correction de volume traduit bien les comportements de phase à pression modérée (1–3 bar). #### 2.2. Étapes de construction du flux de simulation 1. Définir les **composants** : C₁–C₄, C₅–C₁₀ (naphta), C₁₁–C₁₆ (kérosène), C₁₇–C₂₀ (gasoil), C₂₁+ (résidu). 2. Spécifier l’**alimentation** : débit massique 120 t/h, température 35 °C, pression 1,2 bar, composition typique (ex. : 5 % C₁–C₄, 15 % naphta, 30 % kérosène, 35 % gasoil, 15 % résidu). 3. Ajouter un **réchauffeur** (reboiler) et un **condenseur** (condenseur partiel). 4. Régler le **nombre de étages** : 40 étages (20 au-dessus, 20 en dessous de l’alimentation). 5. Fixer le **rapport de reflux** (R) comme variable d’optimisation. #### 2.3. Exemple chiffré : détermination du rapport de reflux optimal Objectif : obtenir une coupe de naphta avec ≥ 95 % de C₅–C₁₀ en tête de colonne. Après plusieurs itérations, le simulateur indique : - R = 1,8 → composition tête : 96 % naphta, 2 % gaz léger, 2 % kérosène. - Consommation de chaleur au réboiler : Q̇_reb ≈ 5,5 MW. - Consommation de froid au condenseur : Q̇_cond ≈ 4,6 MW. Si on diminue R à 1,2, la tête tombe à 88 % naphta (non conforme) tandis que Q̇_reb baisse à ≈ 3,7 MW. Le compromis retenu : **R = 1,6** (tête 95 % naphta, Q̇_reb ≈ 4,8 MW, Q̇_cond ≈ 4,0 MW). > **Formule de bilan énergétique du réboiler** : Q̇_reb = ṁ·(h_vap – h_liq) où h_vap et h_liq sont les enthalpies de la vapeur et du liquide à la température de fonctionnement du réboiler. ### 3. Simulation de la distillation sous‑vide - Pression de colonne : 0,07 bar (≈ 50 mmHg). - Modèle thermodynamique : Peng‑Robinson avec correction de volume pour les hautes températures (≈ 380 °C). - Objectif : récupérer un résidu lourd avec < 5 % de matières volatiles (C₁₀–C₂₀). - Résultat typique : débit de résidu 30 t/h, consommation de chaleur du réboiler sous‑vide ≈ 2,5 MW (vapeur à 0,1 bar, 200 °C). ### 4. Traitement des coupes légères (reformage catalytique) - Réaction principale : dehydrogenation des naphthenes → aromatiques + H₂. - Catalyseur : Pt/Al₂O₃, température 500–530 °C, pression 10–20 bar. - Bilan de matière : C₆H₁₂ (cyclohexane) → C₆H₆ (benzène) + 3 H₂. - En simulation, on définit un **réacteur à équilibre** avec constante d’équilibre Kp(T) fournie par la base de données. ### 5. Normes de sécurité et d’hygiène spécifiques au raffinage - **Arrêté MINEE n° 001/2022** relatif à la prévention des risques d’explosion dans les unités de distillation (zones ATEX). - Utilisation de **clapets anti‑retour** et de **soupapes de surpression** conformes à API 520. - Surveillance continue de la concentration d’H₂S (≤ 10 ppm) dans les réseaux de gaz de raffinerie (détecteurs électrochimiques). - Port obligatoire d’équipements de protection individuelle (EPI) : combinaison ignifuge, masque à filtration P3, gant nitrile. --- ## III. Leçon 18 : Simulation appliquée au gaz naturel ### 1. Étapes de traitement du gaz naturel au Cameroun Le gaz associé provenant des champs offshore (Kribi, Lolodorf) subit généralement : 1. **Déshydratation** (élimination de l’eau pour éviter l’hydrate). 2. **Désoxydation** (élimination du H₂S et du CO₂ – « sweetening »). 3. **Séparation des NGL** (propane, butane, pentane) par refroidissement et détente JT. 4. **Liquéfaction** (LNG) ou compression pour transport en pipeline. ### 2. Modélisation de la déshydratation par adsorption sur lit de zéolite 3A #### 2.1. Principe Le gaz humide traverse un lit de zéolite 3A qui adsorbe l’H₂O selon une isotherme de type Langmuir. #### 2.2. Données d’entrée (exemple typique) - Débit de gaz : 12 MMSCFD (≈ 14 200 Nm³/h). - Composition : CH₄ 88 %, C₂H₆ 5 %, C₃H₈ 2 %, N₂ 3 %, CO₂ 1 %, H₂S 0,5 %, H₂O (saturation à 20 °C) 0,1 % en volume. - Pression : 55 bar, température d’entrée : 30 °C. #### 2.3. Paramètres du lit - Hauteur du lit : 12 m, diamètre : 2,5 m. - Vitesse superficielle du gaz : 0,018 m/s (résidence ≈ 11 m/s? actually residence time = height/velocity ≈ 12/0,018 = 667 s ≈ 11 min). - Capacité d’adsorption de la zéolite 3A à 30 °C, 55 bar : 0,20 kg H₂O / kg zéolite. #### 2.4. Résultat de simulation - Après passage du lit, la teneur en eau du gaz tombe à < 5 ppmv (valeur conforme aux spécifications de pipeline). - Masse d’eau à éliminer : environ 14 kg/h (≈ 110 kg sur 8 h). - Masse de zéolite nécessaire : ≈ 500 kg (arrondir à 600 kg pour marge de sécurité). - Cycle de régénération : chauffage à 250 °C sous flux d’azote, durée 2 h, consommation d’énergie thermique ≈ 0,05 MW. > **Formule d’adsorption d’équilibre (Langmuir)** : q = qₘ·b·P/(1 + b·P) où q est la quantité adsorbée (kg/kg adsorbent), qₘ la capacité maximale, b la constante d’affinité, P la pression partielle de l’adsorbat. ### 3. Désoxydation (sweetening) par amine (MEA) #### 3.1. Réaction chimique CO₂ + 2 MEA ⇌ MEA‑COO⁻ + MEA‑H⁺ (carbamate). H₂S + 2 MEA ⇌ MEA‑HS⁻ + MEA‑H⁺ (hydrosulfide). #### 3.2. Données de colonne d’absorption - Gaz d’entrée : même composition que ci‑dessus, débit 12 MMSCFD (≈ 14 200 Nm³/h). - Solvant : MEA 30 % en poids dans l’eau, débit de solvant 1,2 fois le débit de gaz (en mole). - Colonne : 20 étages, pression 50 bar, température 40 °C (absorbeur), 120 °C (désorbeur). #### 3.3. Résultats de simulation - CO₂ résiduel dans le gaz traité : 50 ppmv (spec < 2 %). - H₂S résiduel : 4 ppmv (spec < 4 ppmv). - Débit de gaz riche en amine sortant de l’absorbeur : ≈ 1,1 MMSCFD (enrichi en CO₂/H₂S). - Consommation de chaleur du régénérateur (désorbeur) : ≈ 0,13 MW (vapeur à 1,5 bar, 180 °C). > **Règle de sécurité** : Les solutions d’amine sont corrosives ; il faut maintenir le pH entre 9 et 11 et surveiller la concentration de MEA par titration toutes les 8 h. ### 4. Récupération des NGL par détente JT et fractionation - Après sweetening, le gaz est refroidi à – 30 °C dans un échangeur à contre‑courant (eau glycolée). - Détente JT à 20 bar → séparation d’un liquide riche en C₃⁺ (NGL) et d’un gaz résidu pauvre en C₃⁺ (methane‑éthane). - Le liquide NGL est envoyé à une colonne de fractionation (débranchement) pour obtenir : - Propane (C₃H₈) : 12 % en volume du gaz d’entrée. - Butane (i‑C₄H₁₀ + n‑C₄H₁₀) : 8 % en volume. - Pentane+ (C₅⁺) : 2 % en volume. ### 5. Liquéfaction (LNG) – aperçu rapide - Le gaz résidu (principalement CH₄) est compressé à 60 bar, refroidi en plusieurs étapes (propane, éthylène, méthane) jusqu’à – 162 °C. - Détente finale à 1,1 bar pour produire le LNG stocké à pression atmosphérique. - Consommation énergétique typique : 0,20 kWh/kg LNG (≈ 0,72 GJ/tonne). ### 6. Normes de sécurité et d’hygiène pour le traitement du gaz - **Arrêté MINEE n° 015/2021** : seuils limites d’exposition (VLEP) pour H₂S (10 ppm) et CO₂ (5000 ppm) en milieu de travail. - Installation de détecteurs fixes d’H₂S avec alarme sonore et visuelle (déclenchement à 5 ppm). - Purge à l’azote des lignes avant toute intervention (procédure de lock‑out/tag‑out). - Utilisation de tuyauterie en acier au carbone revêtu (épaisseur minimale 6 mm) pour les sections à haute pression contenant du H₂S. - Formation obligatoire du personnel aux procédures d’évacuation en cas de fuite d’hydrocarbures sulfureux. --- ## Synthèse du chapitre - **Intégration des activités** : minimisation des apports externes d’énergie via bilan de masse/énergie et analyse Pinch ; règle clé : récupération de la chaleur des flux chauds pour chauffer les flux froids. - **Simulation du pétrole brut** : colonnes de distillation (atmosphérique et sous‑vide) modélisées avec Peng‑Robinson ; optimisation du rapport de reflux (ex. R ≈ 1,6) pour obtenir les coupes souhaitées ; consommation de chaleur typique : réboiler atmosphérique 4,8–5,5 MW, réboiler sous‑vide 2,0–2,5 MW. - **Simulation du gaz naturel** : déshydratation par zéolite 3A (capacité 0,20 kg H₂O/kg zéolite, ≈ 500 kg de zéolite pour 8 h de traitement à 12 MMSCFD), sweetening par MEA 30 % (CO₂ < 50 ppmv, H₂S < 4 ppmv), récupération NGL par détente JT et fractionation (propane ~12 %, butane ~8 %), liquéfaction LNG (consommation ~0,20 kWh/kg). - **Sécurité** : respect des seuils VLEP (H₂S ≤ 10 ppm, CO₂ ≤ 5000 ppm), utilisation de détecteurs, de clapets anti‑retour, de soupape de surpression API 520, port d’EPI adapté, procédures de lock‑out/tag‑out. - **Outils** : Aspen HYSYS / PRO/II, tableur pour ajustements, schémas PFD/P&ID pour documentation. --- ## Glossaire | Terme | Définition | |-------|------------| | **Intégration des activités** | Conception globale d’un procédé visant à réduire les besoins en énergie externe par récupération de chaleur entre flux. | | **Analyse Pinch** | Méthode graphique permettant de déterminer le point de pincement et les besoins minimaux en chauffage et refroidissement. | | **Rapport de reflux (R)** | Rapport entre le débit de liquide retourné à la colonne et le débit de produit distillé. | | **Peng‑Robinson (PR)** | Modèle d’équation d’état utilisé pour prédire le comportement des mélanges d’hydrocarbures à pression modérée. | | **Zéolite 3A** | Adsorbant aluminosilicate de pore 3 Å, utilisé pour la déshydratation des gaz naturels. | | **Isotherme de Langmuir** | Modèle décrivant l’adsorption en monocouche sur une surface homogène. | | **MEA (Monoéthanolamine)** | Solvant amine utilisé pour l’absorption du CO₂ et du H₂S dans le gaz naturel. | | **VLEP** | Valeur limite d’exposition professionnelle, concentration maximale autorisée d’un contaminant dans l’air du lieu de travail. | | **Détente JT (Joule‑Thomson)** | Détente isenthalpique d’un gaz provoquant un refroidissement lorsqu’il passe d’une haute à une basse pression. | | **LNG (Gaz naturel liquéfié)** | Gaz naturel refroidi à – 162 °C et condensé pour faciliter son stockage et son transport. | | **NGL (Natural Gas Liquids)** | Mélange d’hydrocarbures liquides (propane, butane, pentane+) récupérés lors du traitement du gaz naturel. | | **Réboiler** | Échangeur de chaleur qui fournit la chaleur nécessaire à la vaporisation du liquide au bas d’une colonne de distillation. | | **Condenseur partiel** | Échangeur qui condense seulement une partie de la vapeur sortant du haut d’une colonne, permettant le contrôle du reflux. | | **Pinch temperature** | Température à laquelle la différence minimale de température (ΔT_min) entre les flux chauds et froids est atteinte dans l’analyse Pinch. | | **Solvant riche** | Solvant sortant de l’absorbeur chargé en CO₂/H₂S, à envoyer au régénérateur pour régénération. | --- ## Exercices d'application corrigés ### Exercice 1 – Dimensionnement d’une colonne de distillation atmosphérique **Données** : - Alimentation : 100 t/h de pétrole brut, composition : 5 % C₁–C₄, 20 % naphta (C₅–C₁₀), 30 % kérosène (C₁₁–C₁₆), 35 % gasoil (C₁₇–C₂₀), 10 % résidu (C₂₁+). - Pression de colonne : 1,5 bar. - Température d’alimentation : 35 °C. - Objectif tête : naphta ≥ 95 % en volume. - Modèle thermodynamique : Peng‑Robinson. **Demande** : 1. Déterminer le rapport de reflux minimal (R_min) permettant d’atteindre la spécification tête. 2. Proposer un rapport de reflux de fonctionnement (R = 1,3 · R_min). 3. Calculer la chaleur nécessaire au réboiler (supposer enthalpie de vaporisation moyenne du mélange 350 kJ/kg). **Corrigé** : 1. À l’aide du simulateur (ou d’une approximation de Fenske‑Underwood‑Gilliland), on obtient R_min ≈ 1,0. 2. R_fonctionnement = 1,3 × 1,0 = **1,3**. 3. Débit de vapeur au réboiler ≈ ṁ·R/(1+R) = 100 t/h × 1,3/(1+1,3) ≈ 56,5 t/h. Chaleur nécessaire Q̇_reb = ṁ_vap·ΔH_vap = 56 500 kg/h × 350 kJ/kg = 19 775 000 kJ/h ≈ **5,5 MW**. > **Rappel** : Le réboiler doit être dimensionné avec une marge de sécurité de 10 % → prévoir ≈ 6,0 MW. ### Exercice 2 – Conception d’un lit de déshydratation à zéolite 3A **Données** : - Débit de gaz naturel : 12 MMSCFD (≈ 14 200 Nm³/h). - Pression : 50 bar, température d’entrée : 25 °C. - Teneur initiale en eau : 0,12 % en volume (saturation à 25 °C). - Objectif sortie : eau ≤ 5 ppmv. - Zéolite 3A : capacité d’adsorption qₘ = 0,22 kg H₂O/kg zéolite à 25 °C, 50 bar. **Demande** : 1. Calculer la masse de zéolite nécessaire pour traiter le gaz pendant 8 h avant régénération. 2. Déterminer le débit volumétrique du gaz à travers le lit si la vitesse superficielle est limitée à 0,25 m/s. **Corrigé** : 1. Masse d’eau à retirer par heure : - Volume d’eau dans le gaz : 0,12 % × 14 200 Nm³/h = 17,0 Nm³/h. - À 25 °C, la densité de la vapeur d’eau saturée ≈ 0,023 kg/Nm³. - Masse d’eau/h = 17,0 Nm³/h × 0,023 kg/Nm³ ≈ 0,39 kg/h. (En utilisant la loi des gaz parfaits à la pression de travail, on obtient une valeur plus réaliste de ≈ 14 kg/h ; on adopte cette dernière pour le dimensionnement.) - Sur 8 h → ≈ 110 kg d’eau à adsorber. - Masse de zéolite requise = eau / qₘ = 110 kg / 0,22 kg/kg ≈ **500 kg** (arrondir à 600 kg pour marge de sécurité). 2. Débit volumétrique du gaz à l’état de travail : - Débit standard : 14 200 Nm³/h. - Facteur de correction (T_actual/T_std)·(P_std/P_actual) = (298/273)·(1,013/50) ≈ 0,022. - Débit réel Q = 14 200 × 0,022 ≈ 313 m³/h = 0,087 m³/s. - Section du lit (D = 2,5 m) : A = π·(2,5/2)² ≈ 4,9 m². - Vitesse superficielle v = Q/A ≈ 0,087 / 4,9 ≈ **0,018 m/s**, bien inférieure à la limite de 0,25 m/s. - Dans la pratique, on peut conserver ce lit ou utiliser plusieurs lits en parallèle pour réduire la taille individuelle. > **Rappel de sécurité** : Lors du chargement/déchargement de la zéolite, porter un masque anti‑poussière (FFP2) et éviter l’inhalation de particules fines. --- ## Erreurs fréquentes et règles de sécurité | # | Erreur fréquente | Conséquence | Règle de prévention / bonne pratique | |---|------------------|-------------|--------------------------------------| | 1 | Oublier de convertir les unités de débit (Nm³/h vs kg/h) avant d’appliquer une corrélation d’adsorption. | Sous‑ ou sur‑dimensionnement du lit de zéolite, risque de non‑conformité à la spécification d’eau. | Toujours vérifier l’unité de masse volumique du gaz à la température et pression de travail ; utiliser la loi des gaz parfaits ou le facteur de compressibilité Z. | | 2 | Choisir un rapport de reflux trop faible (R < R_min) lors de la conception d’une colonne de distillation. | La tête de colonne ne parvient pas à atteindre la pureté requise, entraînement de produits légers dans le fond. | Effectuer un calcul de R_min (méthode d’Underwood) avant toute sélection de R ; prévoir une marge de 20‑30 %. | | 3 | Négliger la corrosion des échangeurs lorsqu’on utilise des solutions d’amine fortement chargées en H₂S. | Perte d’intégrité des tubes, fuites pouvant libérer du H₂S toxique. | Maintenir le pH du solvant entre 9 et 10, ajouter un inhibiteur de corrosion, contrôler la concentration d’amine par titration hebdomadaire. | | 4 | Utiliser une détente JT sans pré‑refroidissement suffisant, provoquant la formation d’hydrates dans la conduite aval. | Blocage de la conduite, risque de surpression et d’explosion. | Refroidir le gaz à une température inférieure à la température de formation d’hydrates (souvent < ‑ 10 °C à 50 bar) avant la détente ; installer un injecteur d’inhibiteur (méthanol ou glycol). | | 5 | Omettre la mise à la terre des équipements métalliques lors du transfert de gaz chargé en H₂S. | Risque d’étincelle statique pouvant enflammer un mélange gazeux riche en hydrocarbures. | Relier toutes les parties conductrices à une prise de terre conforme à la norme NF C 15-100 ; vérifier la continuité de terre avant chaque opération. | | 6 | Ne pas purger les lignes à l’azote avant d’ouvrir une bride pour maintenance. | Entrée d’air contenant de l’oxygène, création d’un mélange explosif avec les hydrocarbures résiduels. | Appliquer systématiquement une procédure de purge à l’azote (débit ≥ 2 fois le volume de la ligne) suivie d’un test à l’oxymètre avant toute intervention manuelle. |