Récupération de l'ammoniac lors de la production de coke à partir de charbon à coke

Récupération d'ammoniac lors de la production de coke à partir de charbon à coke

L'ammoniac (NH3) est un sous-produit produit lors de la production de coke à partir de charbon à coke dans les cokeries de sous-produits. C'est un constituant du gaz de four à coke (COG) sortant des fours à coke, avec une concentration typique dans le COG brut de 6 grammes par mètre cube normal (g/N cum). La solubilité du NH3 dans l'eau conduit à sa présence dans la liqueur de rinçage de batterie de four à coke (COB) avec une concentration typique de 5 grammes par litre (g/l) à 6 g/l de NH3 total. Par conséquent, en raison de la production nette de liqueur de rinçage dans le COB, également parfois appelée liqueur de rinçage en excès, il se produit un courant liquide ainsi qu'un courant gazeux dont le NH3 doit être éliminé. La quantité de liqueur en excès est d'environ 12 % du débit de charbon sec, qui dépend de la teneur en humidité du charbon.

L'élimination du NH3 du flux de gaz est une caractéristique universelle d'un four à coke et d'une usine de sous-produits. En effet, le NH3, en présence des autres contaminants COG que sont le cyanure d'hydrogène (HCN), le sulfure d'hydrogène (H2S), l'oxygène (O2) et l'eau, est extrêmement corrosif pour les conduites en acier au carbone. De plus, lorsque l'ammoniac est brûlé de manière incontrôlable dans une chambre de combustion, il forme des oxydes d'azote (NOx) qui polluent l'air. Par conséquent, l'élimination du NH3 du COG et du flux liquide doit également être effectuée pour des raisons environnementales.

Le processus de traitement primaire du NH3 dans le four à coke et l'usine de sous-produits concerne l'élimination et l'élimination du NH3 présent dans le COG. Cependant, les systèmes de récupération de NH3 comprennent souvent des installations pour gérer le NH3 provenant de la liqueur de rinçage en excès. Pour bien comprendre comment ces installations sont intégrées dans le système global de traitement du NH3, le traitement du NH3 dans la liqueur de rinçage en excès est décrit en premier, puis les principaux processus d'élimination du NH3 du COG sont décrits.

Traitement de l'excès de liquide de rinçage

Dans certains endroits, l'excès de liquide de rinçage peut être éliminé sans traitement préalable, en utilisant une injection en puits profond. Une pratique autrefois courante consiste à utiliser la liqueur de rinçage en excès pour tremper le coke chaud, bien que pour des raisons environnementales, cette pratique ne soit plus acceptable. En l'absence de méthodes d'élimination aussi simples, les alternatives restantes sont l'élimination de la majorité du NH3 de la liqueur par distillation, normalement suivie d'un traitement final dans une usine de traitement biologique des effluents (BET). Il est possible d'utiliser BET seul pour éliminer le NH3 de la liqueur de rinçage en excès, cependant, la taille et le coût d'exploitation d'une installation BET sont considérablement réduits lorsque l'élimination préliminaire du NH3 est effectuée par distillation.

La distillation de la liqueur de rinçage en excès implique l'alimentation de la liqueur au sommet d'une colonne de distillation à plateaux, généralement appelée alambic NH3, et l'alimentation d'un flux à contre-courant de vapeur d'extraction au fond. La vapeur d'extraction distille le NH3 qui part avec les vapeurs de tête et passe pour un traitement ultérieur. La liqueur strippée est pompée du fond de l'alambic et refroidie avant d'être rejetée à l'égout local ou à l'usine BET. Les niveaux typiques de NH3 total dans la liqueur épurée vont de moins de 50 ppm (parties par million) à 150 ppm.

Il n'est pas facilement possible d'épurer tout le NH3 dissous présent dans la liqueur de rinçage en excès avec de la vapeur. Les nombreuses espèces chimiques présentes dans la liqueur de rinçage conduisent à la formation de divers sels d'ammonium en solution. Ceux-ci comprennent le carbonate, le chlorure et le sulfate d'ammonium, entre autres. Les sels tels que le carbonate d'ammonium sont facilement décomposés par la chaleur dans l'alambic pour produire des molécules libres de NH3. Cependant, d'autres sels tels que le chlorure et le sulfate d'ammonium ne se décomposent pas et retiennent le NH3 sous une forme fixe. La fraction de NH3 fixé par rapport au NH3 total dans la liqueur de rinçage en excès est généralement comprise entre 20 % et 50 %. Pour permettre la distillation du NH3 fixé, l'excès de liqueur de rinçage doit être alcalinisé. La réaction typique suivante a alors lieu, libérant des molécules libres de NH3.

NH4+ + OH- =NH3 + H2O

L'ajout d'alcali est déterminé par bilan massique, basé sur l'analyse chimique de la liqueur en excès pour donner la concentration du NH3 fixé présent.

La forme d'alcali utilisée dans la distillation de la liqueur de rinçage en excès a changé au fil des ans. Pendant de nombreuses années, une suspension d'hydroxyde de calcium (chaux) a été utilisée. Ce matériau avait l'avantage d'être peu coûteux et facilement disponible, mais la formation de sels de calcium insolubles tels que le carbonate de calcium a créé un problème majeur d'encrassement. Les alambics NH3 nécessitaient une surconception considérable pour permettre un fonctionnement continu tout en étant partiellement encrassés, mais même ainsi, ils devaient être régulièrement mis hors service pour être nettoyés. Pour éviter le problème d'encrassement, du carbonate de sodium (carbonate de sodium) a également été utilisé. Cela présente l'avantage que des sels insolubles ne se forment pas, mais des impuretés peuvent être présentes pour provoquer un encrassement et un équipement de stockage et de mélange sur site est nécessaire. Un facteur environnemental, lors de l'utilisation de réactifs tels que la chaux et le carbonate de soude, est que tout dépôt insoluble formé peut créer un problème d'élimination des déchets solides.

La disponibilité généralement facile et la facilité de manipulation de la solution d'hydroxyde de sodium (NaOH) (soude caustique) est actuellement l'alcali de choix pour la conception actuelle des alambics NH3. Le NaOH est le plus cher des alcalis traditionnellement utilisés, mais sa consommation peut être étroitement contrôlée, ce qui est très avantageux lorsque des limitations sont imposées sur le pH des effluents encore. Les caractéristiques anti-encrassement du NaOH permettent l'utilisation d'alambics plus économiques, incorporant des plateaux à soupapes à la place des plateaux à bouchons à bulles traditionnels. En pratique, NaOH est injecté dans le NH3 toujours à proximité, mais pas au niveau du plateau supérieur. Cela permet aux gaz acides dissous tels que HCN et H2S d'être extraits de la liqueur en premier, avant qu'ils ne puissent réagir avec NaOH pour former des sels fixes.

Les matériaux de construction des alambics NH3 sont choisis pour leur résistance à la corrosion. La fonte a traditionnellement été utilisée, avec de généreuses tolérances pour la corrosion, bien qu'il soit maintenant souvent plus économique d'utiliser des matériaux tels que l'Hastelloy (un alliage à base de nickel), le titane et l'acier inoxydable (grade 316). Les sections supérieures des alambics NH3 où sont présents à la fois du NH3 et des gaz acides nécessitent généralement l'utilisation de matériaux hautement résistants à la corrosion.

Un problème de fonctionnement courant dans la distillation de la liqueur de rinçage en excès est la présence d'entraînement de goudron qui peut conduire à un encrassement sérieux dans l'alambic. La solution habituelle à ce problème est d'installer des filtres à lit de sable ou de gravier dans la conduite d'alimentation en liquide de rinçage en excès. Ceux-ci sont actionnés manuellement ou automatiquement. Le goudron retiré est renvoyé dans les décanteurs de goudron et de liqueur.

Récupération d'ammoniac à partir de gaz de four à coke

Actuellement, trois méthodes sont utilisées pour récupérer le NH3 du COG. Ceux-ci sont connus sous le nom de (i) procédé au sulfate d'ammonium, (ii) procédé Phosam et (iii) procédé de lavage à l'eau.

Procédé au sulfate d'ammonium – Ce processus élimine le NH3 du COG par absorption dans une solution de sulfate d'ammonium [(NH4)2SO4] et d'acide sulfurique (H2SO4). La réaction d'absorption est 2NH3 + H2SO4 =(NH4)2SO4. Le sulfate d'ammonium produit par la réaction de NH3 avec H2SO4 est récupéré par cristallisation. Les cristaux sont ensuite centrifugés, lavés et séchés. Les différents procédés de sulfate d'ammonium en fonctionnement diffèrent par le type de dispositif de mise en contact gaz/liqueur et le type d'équipement de cristallisation utilisé. Les équipements de traitement du procédé de sulfate d'ammonium sont décrits ci-dessous.

Une méthode ancienne et un procédé encore très couramment utilisé utilisent un tube plongeur s'étendant sous la surface de la solution acide/sulfate d'ammonium dans un récipient appelé saturateur. Le saturateur est une cuve cylindrique à fond conique. Il est muni d'une hotte barboteuse, dont le conduit se prolonge jusqu'au milieu du saturateur. Le conduit a une hotte au fond équipée d'ailettes comme arrangement. Une autre structure en forme d'anneau avec de petites ouvertures se trouve au niveau de la partie conique, qui est utilisée pour l'alimentation en azote (N2). Des anneaux d'eau chaude sont prévus en tête de saturateur. Le saturateur est toujours maintenu avec un bain acide appelé liqueur, qui contient 4 % à 5 % de H2SO4. Le COG est alimenté à travers le tube plongeur et le contact gaz/liquide est provoqué lorsque les bulles de gaz remontent à travers la solution dans le saturateur. De l'acide est ajouté en continu au saturateur. Pendant cette période, le NH3 présent dans le gaz réagit avec le H2SO4 dans la liqueur pour former du sulfate d'ammonium. La chaleur de réaction entre NH3 et H2SO4 provoque l'évaporation de l'eau dans le COG. La concentration de sulfate d'ammonium atteint la saturation, provoquant la formation de cristaux directement dans le saturateur où ils sont autorisés à se développer jusqu'à ce qu'ils soient retirés du processus. Au moyen de l'agitation et de la circulation de la solution, les cristaux fins sont retenus dans la solution de procédé de « liqueur mère », comme on l'appelle. Le sulfate d'ammonium ainsi formé se dépose au fond du saturateur.

L'azote est introduit dans le saturateur à des fins d'agitation. Le débit de N2 vers le saturateur est normalement maintenu entre 450 mètres cubes par heure (cum/h) et 550 cum/h. Le N2 pur est purgé dans le saturateur par des anneaux de N2 à une pression d'environ 6 kg/cm2. La purge N2 augmente la croissance des cristaux.

H2SO4 (98 %) est introduit dans le saturateur pour maintenir l'acidité dans le saturateur. Le gaz collecté au sommet du saturateur est acheminé vers le piège à acide. Au fur et à mesure que le gaz monte, une partie du cristal peut être transportée avec le gaz et s'empiler sur les parois du saturateur en haut. Ensuite, l'eau chaude est pulvérisée à travers l'anneau fourni. Le cristal attaché aux parois du saturateur est emporté. Lorsque de l'eau chaude est pulvérisée, la concentration de la liqueur diminue. Ainsi, la concentration d'acide à l'entrée est augmentée à environ 6 % à 7 % au cours de la période. Après la réaction, la liqueur mère est aspirée en continu vers le réservoir de circulation prévu à côté du saturateur. Cela agit également comme un joint pour le saturateur. À partir du réservoir de circulation, la liqueur mère est acheminée vers le réservoir de liqueur mère. Les cristaux collectés au fond sont acheminés vers le réservoir récepteur de cristaux à l'aide d'une pompe

La sortie du saturateur transporte un brouillard acide. Afin d'éliminer le brouillard acide, le gaz est envoyé dans le piège à acide. C'est un récipient cylindrique creux. Le COG du saturateur entre tangentiellement au piège. En raison du mouvement centrifuge, le brouillard acide est séparé. L'acide collecté au fond est acheminé vers le réservoir de circulation. Après l'élimination du brouillard acide, le COG est acheminé vers la section de récupération du benzol de l'usine de sous-produits.

La suspension d'ammonium du fond du saturateur est pompée vers un réservoir récepteur de cristaux à fond conique où les cristaux de sulfate d'ammonium se déposent dans la partie conique du réservoir. La liqueur mère du haut du récepteur est acheminée vers le saturateur. La suspension du fond est acheminée vers la centrifugeuse. Le cristal de la centrifugeuse contient une certaine quantité d'humidité. Pour éliminer cette humidité, les cristaux doivent être séchés. Le sécheur est généralement un sécheur à lit fluidisé. Le principe est basé sur le relâchement des particules afin qu'elles acquièrent de la fluidité sous l'action du flux d'air avec une vitesse d'air définie. Le séchoir est muni d'un tamis au fond, des anneaux en céramique sont disposés au bas du tamis. Le sécheur est doté d'un ventilateur à air soufflé, chauffé dans le conduit. Un épandeur à la goulotte d'alimentation du séchoir répartit l'alimentation dans toutes les directions.

Le ventilateur à tirage forcé aspire l'air atmosphérique et alimente le séchoir. La goulotte d'évacuation du ventilateur est divisée en deux sections. L'air est chauffé à 120 degrés C à 150 degrés C en utilisant la vapeur et l'air chaud est alimenté à partir du bas de l'écran. Les anneaux en céramique distribuent l'air dans toutes les directions et font fluidifier les cristaux. La température de l'air doit être maintenue suffisamment élevée pour éliminer l'humidité des cristaux. A la sortie du sécheur, les cristaux de sulfate d'ammonium sont refroidis.

Lorsque le niveau de pression du lit fluidisé atteint le point de consigne qui est d'environ 300 mm de colonne d'eau (WC) à 400 mm de colonne d'eau, un alimentateur de décharge automatique décharge le sulfate d'ammonium sec vers l'élévateur à godets. L'élévateur décharge le produit sec dans le bunker, qui à son tour alimente en produit l'ensacheuse. La zone au-dessus du lit fluidisé est maintenue dans la plage de 5 mm WC à 10 mm WC afin d'éviter le transfert des particules de sulfate d'ammonium de l'unité de séchage vers le dépoussiéreur.

L'air du sécheur est aspiré par le ventilateur d'aspiration et acheminé vers les séparateurs à cyclone. Le séparateur à cyclone sépare les fins cristaux de sulfate d'ammonium dans l'air et alimente le bunker. L'air chargé de poussière de cristal provenant des cyclones est introduit au fond du réservoir de collecte de poussière qui contient la liqueur de rinçage jusqu'à un certain niveau. Ici, la poussière de cristal est dissoute dans l'eau et l'air est évacué dans l'atmosphère.

L'excès de liqueur du saturateur entre dans le réservoir de liqueur mère. Chaque saturateur est muni de deux réservoirs de liqueur mère. L'un est vertical et est horizontal. La liqueur entre d'abord dans le réservoir horizontal. Comme la liqueur a moins de densité que le goudron, elle flotte. Ensuite, la liqueur mère claire est acheminée vers le réservoir vertical. Du bas de la cuve verticale, la liqueur mère est acheminée vers le saturateur à travers les pompes fournies. La concentration de la liqueur est maintenue autour de 10 % à 12 %.

Le schéma de traitement typique d'une usine de sulfate d'ammonium incorporant un traitement de liqueur de rinçage en excès est illustré à la figure 1.

 Fig 1 Schéma type d'une usine de sulfate d'ammonium

Le sulfate d'ammonium est également produit par la réaction directe de H2SO4 concentré et de NH3 gazeux dans un cristalliseur à évaporation. Le processus est décrit ici. Le NH3 liquide est évaporé dans un évaporateur à l'aide de vapeur à une pression de 16 kg/cm² et préchauffé à l'aide de vapeur à basse pression. Les quantités stoechiométriques d'ammoniac gazeux préchauffé et de H2SO4 concentré (98,5 %) sont introduites dans l'évaporateur-cristalliseur qui fonctionne sous vide. Ces quantités sont maintenues par un contrôleur enregistreur de débit et correctement mélangées par une pompe de circulation (de la partie supérieure du cristallisoir à l'évaporateur).

La réaction a lieu dans le cristalliseur où la chaleur de réaction générée provoque l'évaporation de l'eau rendant la solution sursaturée. La solution sursaturée se dépose au fond du cristalliseur où elle est pompée vers un filtre métallique sous vide où les cristaux de sulfate d'ammonium sont séparés, tandis que la liqueur mère est recyclée vers le cristalliseur.

Dans le procédé de récupération de NH3 au sulfate d'ammonium, la génération de fines qui agissent comme germes pour de nouveaux cristaux et l'élimination des fines sont les principaux processus qui déterminent la taille des cristaux qui peuvent être produits. Il existe trois types de cristalliseurs fondamentalement différents, à savoir (i) le type à circulation forcée (FC), (ii) le type à turbulence ou à tube d'aspiration (DTB) et (ii) le type à lit fluidisé. Dans le cristalliseur de type FC, tout le contenu du cristalliseur est complètement mélangé et passe la pompe de circulation et l'échangeur de chaleur cent fois par heure. Cela donne la plupart des contraintes mécaniques sur les cristaux et conduit à la formation d'une grande quantité de fragments qui agissent comme des germes cristallins. Ces fines particules se transforment en de nombreux cristaux et, par conséquent, des cristaux de produit plus petits sont produits par ce cristalliseur. Dans le cristalliseur DTB, la suspension de cristaux ne passe pas par l'échangeur de chaleur et, par conséquent, la puissance absorbée de la pompe de circulation est dix fois inférieure à celle du cristalliseur FC, ce qui entraîne une génération de fines beaucoup plus faible. De plus, les fines présentes sont extraites du cristalliseur à travers une zone de clarification et sont dissoutes suite au chauffage dans l'échangeur de chaleur. Ces effets conduisent à une taille de cristal qui est 3 à 4 fois plus grande que ce qui peut être réalisé dans le type FC. Dans le cristalliseur de type lit fluidisé, il n'y a pas de pompe qui soit en contact avec la suspension cristalline mais les cristaux sont maintenus dans un lit fluidisé. En conséquence, la contrainte mécanique sur les cristaux est encore plus faible. Pour cette raison, les cristaux les plus gros possibles sont produits par ce cristalliseur, mais pour le sulfate d'ammonium, la taille des cristaux pouvant être atteinte n'est que légèrement supérieure à celle du cristalliseur DTB et si l'installation est surchargée, la taille des cristaux s'effondre car alors le cristalliseur commence à agir. similaire au cristalliseur FC.

Dans la cristallisation du sulfate d'ammonium, il est nécessaire de faire la distinction entre la cristallisation par réaction et la cristallisation par évaporation. De plus, les performances des différents types de cristalliseurs doivent être prises en compte. Dans la cristallisation par réaction, telle que celle du sulfate d'ammonium à partir de H2SO4 et de NH3, la réaction qui crée la sursaturation du soluté et la cristallisation ultérieure du soluté se produisent à l'intérieur du récipient du cristalliseur. La chaleur de dissolution et de réaction du sulfate d'ammonium, lors de l'utilisation de réactifs raisonnablement concentrés, est suffisante pour opérer une réaction dans le cristalliseur de sulfate d'ammonium sans aucune source d'énergie externe pour l'évaporation. Le profil de sursaturation et la cinétique de cristallisation du sulfate d'ammonium, ainsi que le mode de fonctionnement d'un tel cristalliseur sont différents de ceux d'un cristalliseur évaporatif classique. Dans une unité d'évaporation, la charge d'alimentation est amenée sous-saturée et un réchauffeur doit être actionné en conjonction avec un cristalliseur, pour évaporer l'eau dans la charge d'alimentation. La majorité des cristalliseurs de sulfate d'ammonium, estimés à environ 80 % à 90 %, fonctionnent en mode évaporatif. La tendance générale est que la cristallisation réactive produit des cristaux plus petits mais présente un avantage énergétique par rapport à la cristallisation par évaporation.

Étant donné que le sulfate d'ammonium est produit en tant que sous-produit lors de la récupération de NH3 à partir de COG, il existe normalement de nombreuses impuretés provenant de différentes sources. Ce sont des impuretés organiques ainsi que des impuretés inorganiques. Les effets combinés de ces impuretés sont complexes et influencent la pureté ainsi que la forme et la taille des cristaux.

Le matériau de construction traditionnel du saturateur et de toutes les surfaces mouillées est l'acier au carbone revêtu de plomb. Des alliages tels que le Monel et l'acier inoxydable (grade 316) sont également utilisés. Le revêtement en brique est utilisé pour protéger le revêtement en plomb, qui souffre de "fluage" et de dommages dus à l'érosion.

La disponibilité de matériaux résistants aux acides tels que l'acier inoxydable (grade 316) a permis le développement des systèmes modernes d'absorption de NH3. Dans ces systèmes, un flux circulant de solution de sulfate d'ammonium / H2SO4 est pulvérisé à contre-courant du flux COG dans un récipient absorbant. L'absorption de NH3 du gaz a lieu sur les surfaces des gouttelettes de pulvérisation. Une partie de la liqueur en circulation est soutirée en continu et introduite dans un cristalliseur continu séparé. Ici, la liqueur est concentrée en utilisant la chaleur et la pression négative pour évaporer l'eau et ainsi favoriser la cristallisation. Les cristaux sont éliminés et un flux de liqueur mère est réinjecté en continu dans le circuit de l'absorbeur.

Le fonctionnement des procédés au sulfate d'ammonium entraîne une augmentation de l'enthalpie du COG sortant de l'absorbeur ou du saturateur. La raison en est que pour maintenir l'équilibre hydrique dans le procédé, en particulier dans le cas des saturateurs, l'eau doit être évaporée dans le flux de gaz. En plus de l'eau ajoutée au processus avec l'acide, des désaturations régulières sont nécessaires dans lesquelles de l'eau est ajoutée à la liqueur mère pour dissoudre les dépôts de cristaux et réduire l'encrassement. Dans certaines installations, des réchauffeurs de gaz sont prévus en amont des absorbeurs/saturateurs de NH3. L'évaporation de l'eau dans le COG se traduit par un gaz de sortie avec un point de rosée plus élevé qu'à l'entrée. Pour que les processus d'épuration des gaz en aval tels que l'élimination du naphtalène, du benzol et du H2S fonctionnent efficacement, le gaz doit être refroidi dans des refroidisseurs de gaz finaux.

Les procédés au sulfate d'ammonium acceptent le NH3 provenant de la liqueur de rinçage en excès en alimentant les vapeurs de tête de la distillation de la liqueur de rinçage dans le COG principal en amont du saturateur/absorbeur de NH3.

Le principal inconvénient économique des procédés au sulfate d'ammonium est le rapport de prix entre le H2SO4 et le sulfate d'ammonium. Le H2SO4 requis pour fabriquer du sulfate d'ammonium peut coûter jusqu'à deux fois la valeur du produit de sulfate d'ammonium.

Le processus Phosam – Ce procédé a été développé par United States Steel comme moyen de produire un produit NH3 anhydre commercialement pur à partir du NH3 présent dans le COG brut. Le NH3 anhydre produit par ce procédé est un produit de grande valeur par rapport au sulfate d'ammonium produit par les autres procédés décrits précédemment.

Dans le procédé Phosam, le NH3 est sélectivement absorbé à partir du COG par contact direct avec une solution aqueuse de phosphate d'ammonium dans un récipient d'absorption par pulvérisation à deux étages (Fig 2). La solution d'absorption contient en fait un mélange de (i) acide phosphorique (H3PO4), (ii) phosphate de monoammonium (NH4H2PO4), (iii) phosphate de di-ammonium [(NH4)2HPO4] et (iv) phosphate de tri-ammonium ] (NH4)3PO4]. Les réactions d'absorption réversibles qui ont lieu sont indiquées ci-dessous.

H3PO4 + NH3 =NH4H2PO4

NH4H2PO4 + NH3 =(NH4)2HPO4

(NH4)2HPO4 + NH3 =(NH4)3PO4

Le NH3 absorbé est récupéré par stripage à la vapeur. Cela régénère la solution d'absorption qui est renvoyée à l'absorbeur de pulvérisation. Le décapage à la vapeur est effectué à haute pression, environ 13 kg/cm². La raison en est que les réactions réversibles qui libèrent le NH3 de la solution sont favorisées par des températures plus élevées. Par conséquent, en fonctionnant à haute pression (et donc à température plus élevée), la consommation de vapeur de stripage est minimisée.

Les vapeurs de tête du strippeur ne sont pratiquement que de la vapeur d'eau et du NH3. Ces vapeurs sont condensées puis introduites dans une colonne de fractionnement où le NH3 anhydre est récupéré comme produit de tête condensé. Le produit de fond de fractionnement, principalement de l'eau, quitte le procédé sous forme d'effluent. Le schéma de principe du processus Phosam est illustré à la figure 2.

Fig 2 Diagramme schématique du procédé Phosam

Le procédé Phosam peut être contaminé par le goudron et par l'absorption de gaz acides (HCN, H2S et CO2) dans la solution recirculée. Pour éliminer le goudron, un dispositif de flottation par mousse est installé dans le circuit de solution entre l'absorbeur et le strippeur. Les gaz acides sont éliminés en préchauffant la solution riche en NH3 et en l'introduisant dans un récipient appelé contacteur. Dans ce récipient, le préchauffage provoque la vaporisation de l'eau et des gaz acides de la solution. Ces vapeurs sont renvoyées vers le COG principal et la solution riche restante est acheminée vers le strippeur. Une étape ultérieure pour traiter les gaz acides restants et les empêcher de contaminer le NH3 anhydre consiste à ajouter de l'hydroxyde de sodium (NaOH) à l'alimentation du fractionneur. Le NaOH fixe les composés gazeux acides sous forme de sels de sodium non volatils qui restent dans le flux d'effluent de fond du fractionneur.

Une caractéristique opérationnelle importante est le contrôle de l'équilibre hydrique dans le processus. Des quantités substantielles de vapeur sont condensées dans l'extracteur de solution, et ce condensat doit être réévaporé de la solution en circulation dans le courant COG. La température de la solution retournant à l'absorbeur est d'environ 60 degrés Celsius, et par conséquent le COG s'échauffe lorsqu'il traverse l'absorbeur. L'augmentation de la température des gaz rend généralement nécessaire l'installation d'un refroidisseur de gaz final après l'absorbeur Phosam.

L'ajout d'acide phosphorique à la solution d'absorption n'est nécessaire que pour tenir compte des pertes d'exploitation telles que les déversements. Il est ajouté à intervalles hebdomadaires à un taux équivalent à 0,0075 kg de H3PO4 par kilogramme de NH3 produit. Le procédé Phosam est très efficace, capable d'atteindre plus de 99 % de récupération de NH3 à partir de COG. D'autres configurations d'installation sont possibles dans lesquelles, par exemple, une solution aqueuse de NH3 est produite à la place du NH3 anhydre. Les matériaux de construction sont l'acier inoxydable pour toutes les zones en contact avec une solution aqueuse de phosphate de NH3 et l'acier au carbone pour les autres zones.

Comme dans le procédé au sulfate, le NH3 présent dans la liqueur de rinçage en excès est d'abord traité par distillation, les vapeurs étant acheminées vers le COG en amont de l'absorbeur Phosam.

Le processus de lavage à l'eau

L'une des méthodes les plus simples et les plus fréquemment utilisées pour éliminer le NH3 du COG consiste à l'absorber dans l'eau. La liqueur d'absorption aqueuse est alimentée à contre-courant du flux de COG dans un récipient de lavage NH3 (Fig 3). Le récipient peut être conçu comme un absorbeur de type pulvérisation avec plusieurs étapes de repulvérisation de liqueur, ou comme une tour à garnissage comme cela est courant dans de nombreuses usines. Le type de garnissage généralement utilisé est constitué de tôles déployées disposées verticalement qui favorisent le contact gaz/liqueur mais résistent au jeu et à l'encrassement. La solution riche en NH3 formée, avec une concentration typique de 5 g/l à 8 g/l, est ensuite introduite dans des colonnes de distillation où le NH3 est extrait de la liqueur aqueuse à l'aide de vapeur. Les vapeurs de NH3 et d'eau quittant le haut de la colonne d'épuisement sont transmises pour un traitement ultérieur de différentes manières. Le schéma du processus de lavage est illustré à la Fig 3.

Fig 3 Schéma du processus de lavage à l'eau

Après stripage, la liqueur d'absorption est refroidie et renvoyée au laveur. Il y a une purge continue de la liqueur strippée du circuit qui équivaut au volume de vapeur condensée dans la colonne de stripage. Cette purge est l'effluent de l'usine et nécessite un traitement biologique des effluents pour éliminer complètement le NH3 résiduel.

Comme aucune réaction chimique n'est impliquée, autre que la dissolution de NH3 dans l'eau, le processus de lavage à l'eau dépend de la température et est le plus efficace à des températures COG basses (20 °C à 30 °C). La cuve de lavage NH3 est généralement placée immédiatement après le précipitateur de goudron dans une usine typique de sous-produits de four à coke. À ce stade, le gaz retient une certaine surchauffe de l'extracteur de gaz, si l'usine de sous-produits fonctionne à pression positive. Pour favoriser l'efficacité de l'élimination du NH3, un refroidissement du gaz est nécessaire pour éliminer cette surchauffe et refroidir le gaz à la plage de température optimale.

L'étage de refroidissement des gaz est souvent intégré dans la cuve du laveur NH3 lui-même. Le laveur NH3 ne doit pas fonctionner à une température inférieure à la température de sortie de l'étage de refroidissement des gaz, sinon un encrassement par le naphtalène peut en résulter.

L'utilisation de liqueur d'absorption aqueuse entraîne l'absorption simultanée de quantités importantes de gaz acides (H2S, CO2 et HCN) du COG.

Par conséquent, la colonne NH3 est aujourd'hui souvent construite avec des matériaux résistants à la corrosion tels que le titane et l'acier inoxydable (nuance 316), bien que de nombreuses usines continuent à exploiter des alambics en fonte. La colonne de stripage est équipée de plateaux calottes bulles ou de plateaux vannes plus économiques. En raison des températures de liqueur plus basses dans le laveur et donc du taux de corrosion réduit, ce récipient peut être entièrement construit en acier au carbone.

Un avantage du procédé de lavage à l'eau est que l'excès de liqueur de rinçage et d'autres courants aqueux de l'usine (tels que l'effluent de l'usine de benzol) peuvent être utilisés pour absorber le NH3 dans le laveur. L'avantage de procéder ainsi est que, comme la liqueur en excès doit être strippée à la vapeur dans tous les cas, il y a une économie nette de vapeur de stripage si la liqueur de rinçage en excès est également utilisée pour absorber le NH3.

Pour les autres flux d'effluents de l'usine, il est souvent judicieux d'effectuer un stripage à la vapeur comme étape préliminaire de traitement des effluents. La combinaison de cela avec le processus d'absorption de NH3 minimise la consommation globale de vapeur pour l'usine de sous-produits. La liqueur de rinçage en excès est ajoutée à un point dans le laveur où sa concentration en NH3 libre correspond le plus étroitement à la concentration en NH3 libre de la liqueur d'absorption. La présence de NH3 fixé n'influence pas l'absorption de NH3 libre du COG. Si un excès de liqueur de rinçage est utilisé dans le processus de lavage à l'eau, le débit du courant d'effluent de purge est augmenté pour maintenir l'inventaire de liqueur en circulation. Le NH3 fixé peut être éliminé dans la colonne d'épuisement par addition de soude caustique. Alternativement, le flux de purge peut être acheminé vers un alambic NH3 fixe séparé. L'utilisation d'un NH3 fixe séparé évite toujours la présence d'alcali dans la liqueur d'absorption en recirculation, qui peut être responsable de la formation de composés fixes avec des gaz acides tels que HCN et conduire à la présence de ces composés dans le flux d'effluents de l'usine.