scénario 3

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Scénario 3

 

Voici une impression écran de la feuille excel utilisée pour notre dimensionnement

 

 Dans ce troisième scénario que nous avons proposé, nous débutons le traitement par une nanofiltration qui va être suivi par quatre autres étages de séparation membranaires :

 

 

Comme nous l'avons fait remarqué dans l'analyse de notre premier scénario, mélanger un courant à 2 g/L avec un autre à 25 g/L est peu judicieux. Nous avons donc choisi de rajouter un module d'osmose inverse pour traiter le perméat 4. Le rétentat 13 sera peu concentré donc on peut le mélanger avec le perméat 7, et traiter ensuite le courant en résultant. Le nouveau module que nous rajoutons (RO 4) sera une membrane d'osmose inverse pour le dessalement des eaux saumautre (courant P4 d'une salinité inférieure à 3 g/L), cela lui confère donc un rendement important et un taux de rétention des sels élevé.

 

Les taux de conversion sont choisis en fonction de caractéristiques des courants : 

  1. la nanofiltration a 60 % de taux de conversion car le courant est chargé en sels, et la pression osmotique est très forte
  2. les 75 % de conversion de la RO 2 se justifient par le fait que l'on traite un perméat donc peu concentré
  3. l'osmose inverse traite les 2 rétentats donc on prend une valeur faible de taux de conversion : 40 %
  4. la RO 3 a un taux de conversion de 75 %  car on traite une eau de salinité moyenne(mélange de R13 peu concentré et P7 assez chargé)
  5. la RO 4 traite une eau très peu saline donc en prenant 75 % on se laisse une marge d'erreur

 

La nanofiltration à des taux de rétention d'ions divalents élevés, par contre pour les ions monovalents, on a fait l'hypothèse que 90 % traversaient la membranes.

Pour le module RO 2, le courant d'entrée étant très chargé en sels, on prend des valeur assez faible de séparation, avec toujours une meilleure rétention des ions divalents vis à vis des monovalent. Le cas du Bore et du Brome est particulier étant donné que les membranes d'osmose inverse ne parviennement pas à les séparer correctement.

 

Pour une simplification de notre procédé, les traitements du Bore et du Brome seront réalisés en tant que post traitement à l'aide de résines échangeuses d'ions par exemple.

 

Voici les résultats que donnent cette simulation :

 

On remarque une augmentation significative du rendement, plus de 15 %, par rapport au scénario d'origine (scenario 1). La salinité respecte toujours la norme de l'OMS.

Pour déterminer la pertinence de notre modélisation, nous nous sommes intéressés aux différentiels de pressions osmotiques nécessaire à chaque module filtrant :

 

 

On remarque que la pression nécessaire à la séparation RO 2 dépasse 77 bars, or les usines de dessalement travaillent en général avec des pressions d'alimentation de l'ordre de 50 à 80 bars, cette valeur reste donc correcte bien qu'importante. Cependant, cette forte valeur de pression se repercute directement sur les coûts économiques pour l'installation des pompes haute pression.

On va poursuivre notre dimensionnement en calculant les surfaces membranaires nécessaires à ce dessalement, et le nombre de modules.

On se fixe une perméabilité pour les membranes de nanofiltration et d'osmose inverse :


perméabilité

 

nano

55

L.m-2.h-1.bar-1

RO

10

L.m-2.h-1.bar-1

     

nano

1,32

m3.m-2.j-1.bar-1

RO

0,24

m3.m-2.j-1.bar-1

Ensuite, pour déterminer la surface membranaire nécessaire il faut connaître la pression du courant d'alimentation. Nous avons donc du dimensionner notre procédé en terme de pression, cependant nous avons du conserver des valeurs de pressions réalistes, comme le montre le schéma suivant :

 

Remarques

  1. Entre l'alimentation et le rétentat de chaque module, on a considéré une perte de charge de 5 Bars
  2. On considère un minimum de 15 Bars de perte de charge entre l'alimentation et le perméat
  3. Les organes rouges sont des pompes haute pression et de reprise que nous allons dimensionner par la suite
  4. Les organes violets servent à avoir la même pression dans les courants se rejoignant


Pour dimensionner les surface membranaires, on utlise l'équation suivante :

Avec :

  • Q : débit d'alimentation (m3/j)
  • S : surface membranaire (m²)
  • DP : pression du courant d'alimentation (Bar)
  • DPi : différentiel de pression osmotique (Bar)
  • Lp : perméabilité (m3.m-2.j-1.bar-1)

 

On trouve une surface membranaire de 329 089,4 m² ce qui correspond à 8897 modules membranaires soit :

  • 61 membranes de nanofiltration
  • 2978 membranes pour le module RO 1
  • 4239 membranes pour le module RO 2
  • 1393 membranes pour le module RO 3
  • 226 membranes pour le module RO 4

 

Pour avoir un aperçu économique de notre projet, nous avons choisi de dimensionner les puissances des pompes haute pression et de reprise. En effet, dans une usine de dessalement, les membranes représentent uniquement 30 % de l'investissement, les pompes par contre sont une part non négligeable de cette investissement.

La pompe la plus couteuse en énergie va être la n°1 puisque c'est elle qui va devoir mettre sous la pression de 75 Bars, le débit total d'alimentation. En effet, on a fait l'hypothèse que le courant, avant d'arriver à la pompe haute pression, est à la pression atmosphérique (1 Bar).

La seconde pompe (n°2) sera moins dépensière en énergie puisqu'il y aura uniquement 40% du débit initial à mettre à passer d'une pression de 55 à 80 Bars.

 

  • pompe n°1 :  W = 16,27 MW
     
  • pompe n°2 : W = 2,98 MW

 

Maintenant la question à se poser concerne l'agencement de ces membranes au sein de l'usine vu leur nombre colossal. Dans les usines de dessalement, les membranes sont souvent associées en série de 6 ou 7 dans des vaisseaux sous pression, eux même montés sur des racks . Dans la station de dessalement de Fujaïrah géré par Degrémont, les racks comportent chacun 137 vaisseaux et il y a 18 racks pour une étape.

La seconde question à se poser sur laquelle il nous est relativement difficile de trancher au vue des faibles informations concernant les coûts des pompes concerne le nombre de pompes par courant. En effet, il faudrait savoir si une pompe de 16 MW est plus onéreuse en terme de coûts d'achat et opératoires, que 4 pompes de 4 MW ou 10 pompes de 1,6 MW ....

 

 

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