Station Commune de Traitement des Effluents

 

Station commune de traitement des effluents de tanneries

 

Le projet de construction d'une station commune de traitement des effluents de tanneries s'inscrit dans un objectif de respect de l'environnement et de protection de la population aux alentours de Buenos Aires. Comme cela a été expliqué dans la partie précédente (cf. Généralités sur le tanneries), le procédé de production du cuir met en jeu différentes étapes, qui ont leurs propres rejets. Dans notre projet, nous avons fait l'hypothèse que ces effluents seront préalablement séparés afin de regrouper ceux pollués au chrome, qui subiront un traitement spécifique, et les effluents sulfurés qui subiront également un traitement particulier. Le reste des effluents sera directement envoyé dans un bassin d'égalisation qui permettra de les homogénéiser, mais aussi de réguler leur débit à une valeur constante et indépendante des pics de rejets des tanneries. Après leur prétraitement, les effluents chromés et sulfurés seront renvoyés dans ce bassin pour que la suite du traitement puisse avoir lieu (élimination des matières en suspension, de la Demande Chimique en Oxygène, de la Demande Biologique en Oxygène...).

Remarque : Dans le tableau 3  apparaissent des effluents composites qui comprennent les effluents de lavage des différentes unités. Afin de traiter les pollutions en chrome et en sulfures, nous avons fait l'hypothèse que ces effluents de lavage ne vont pas être mélangés, et nous avons estimé que sur 40 m3 d'eaux usées, chaque étape va entraîner le rejet de $ \frac {40}{7} = 5,7 $ m3 d'effluents/tonne de cuir produite soit $ {5,7} \times {105} = 598,5 $ m3 d'effluents composites/jour/unité. A noter que le chiffre 7 représente le nombre d'étapes de tannage (cf Généralités sur les tanneries) et le chiffre 105, les tonnes de cuir produit par jour. 

Concernant la station, nous allons dimensionner l'ensemble des unités en utilisant le cas le plus défavorable, soit un volume d'effluents maximal et des concentrations en polluants les plus élevées possibles. Le tableau 4 est récapitulatif des données ainsi utilisées. Pour les étapes de lavage des récipients contenant du chrome et des sulfures, les effluents ont été séparés comme expliqué un peu plus haut.

 

Cliquer sur le tableau pour l'afficher en taille réelle

Tableau 4 :  Caractéristiques des effluents de tanneries dans le cas le plus défavorable (volumes et concentrations maximales)

 

Ainsi, la station rassemblera une unité de déchromatation qui récupèrera les rejets de 4 étapes (tannage au chrome, neutralisation, second tannage et les effluents composites), une unité de désulfuration qui traitera les effluents des étapes de pelanage et de déchaulage ainsi que les effluents composites puis une filière commune de traitement des eaux qui comprendra un traitement physico-chimique, un traitement biologique et également un traitement tertiaire, qui sera  envisagé sur une autre zone à proximité du parc industriel. Par ailleurs, un traitement des boues sera aussi mis en place, prévoyant une valorisation des boues par méthanisation (permettant la production d'énergie) et éventuellement un épandage de celles-ci, si leur qualité le permet.

Le schéma ci-dessous représente la succession des différentes étapes de traitement jusqu'au retour des eaux dans la rivière Riachuelo.

Cliquer sur le schéma pour l'afficher en taille réelle

Figure 8 :  Schéma représentant la succession des différents procédés de traitement des effluents de tanneries avant leur rejet dans la rivière Riachuelo (Schéma réalisé avec Lucidchart)

 

Les différentes unités qui constitueront la station sont décrites dans les pages suivantes. Leur dimensionnement ainsi que leur rendement d'élimination des pollutions sont détaillés pour chaque procédé.

 

Abattement des sulfures

 

 

Abattement des sulfures

 

Les procédés de tannerie font intervenir de nombreux bains sulfurés qui sont à l'origine d'une partie de la contamination de la rivière Riachuelo. L'ACUMAR a prévu, dans son plan de restauration du cours d'eau, d'atteindre un objectif de rejet nul en sulfures pour 2016. Pour ce faire, il faut s'employer à abattre ces sulfures via un traitement spécifique que nous allons décrire dans cette partie.

L'ajout de sulfures durant le traitement du cuir se fait notamment à deux étapes particulières : le pelanage et le déchaulage.

La première consiste en une dissolution partielle de la kératine de l'épiderme, réalisée en plaçant les cuirs dans des bains de solutions froides (afin de ne pas endommager le derme) de sulfure de sodium et de chaux. Les sulfures se retrouvent donc dans les effluents de pelanage, à des concentrations de l'ordre de 200 à 500 mg/L

L'opération de déchaulage génère également des effluents chargés en sulfures mais à des concentrations bien moins importantes, de l'ordre de 30 à 60 mg/L. Cette étape consiste à enlever la chaux que les peaux ont pu accumuler pendant le pelanage. 

Par ailleurs, des sulfures sont également présents dans les effluents composites. Nous avons estimé que pour chaque étape, 5,7 m3 d'effluents composites par tonne de cuir sont rejetés. Ainsi, si l'on considère le pelanage et le déchaulage, il y a rejet d'environ 11,5 m3/tonne de cuir d'effluents composites. Nous avons vu précédemment (Contextualisation) que 105 tonnes de cuir sont produites par jour, ce qui correspond donc à un volume d'effluents composites total de 1200 m3/jour. Les sulfures y sont présents à une concentration maximale de 150 mg/L.

Il est important, dans un premier temps, de connaître la spéciation du sulfure présent dans les effluents afin de déterminer un traitement qui convienne  à son abattement. 

Tout d'abord, le sulfure de sodium de formule Na2S se décompose en milieu aqueux et donne : $$ Na_2S \rightarrow 2Na^{+} + S^{2-} $$

​Cependant, en solution aqueuse, il peut-être présent sous différentes formes : $ S^{2-} $, $ HS^{-} $, $ H_2S $ . Ainsi, afin de savoir sous quelle forme se trouve le sulfure à traiter dans le cas de nos effluents de tanneries, nous avons utilisé le diagramme de Pourbaix du soufre en fonction du pH et des conditions d'oxydo-réduction , présenté ci-dessous : 

Figure 9 : Diagramme de Pourbaix des sulfures tracé à 25°C pour une concentration d'espèces dissoutes de 0,1 mol/L (source : document fourni pour le concours commun polytechnique, épreuve de physique filière PSI 2010)

 

Les effluents de pelanage et de déchaulage sont respectivement à des pH de 10 à 12,8 et de 7 à 9. Par ailleurs, il y a 10 000 à 25 000 mg/L de DCO dans les effluents de pelanage et 2500 à 7000 mg/L dans ceux de déchaulage. Cette DCO représente la quantité de matière réductrice. Ainsi, présente à de telles concentrations, cela signifie que le milieu est fortement réducteur. 

D'après le diagramme précédent, nous pouvons donc en déduire que le sulfure est sous forme d'ion hydrogénosulfure HS. Dans ces effluents, la réaction suivante a donc lieu "spontanément" :  $$S^{2-} + H_2O \rightleftharpoons HS^- + OH^- $$

La forme réactive du sulfure à éliminer est donc $HS^-$. 

Différentes techniques de désulfuration existent, mais elles reposent toujours sur une oxydation des sulfures. Nous allons tenter de comparer ces techniques afin de présenter leurs avantages et leurs inconvénients. Puis, nous tenterons de dimensionner celle choisie pour la station de traitement commune des effluents. Enfin, nous verrons quels peuvent être les facteurs qui influencent la technique de traitement choisie. 

 

I. Oxydation catalytique des sulfures par le dioxygène de l'air

 

Il s'agit d'injecter de l'air dans un bassin résiduaire contenant les effluents sulfurés. Le dioxygène présent va alors jouer le rôle d'oxydant du sulfure. Cette oxydation est assez lente, il est donc courant de la catalyser. Il est possible d'ajouter directement du dioxygène dans le bassin plutôt que de l'air, mais cela est plus coûteux et donc non envisageable pour notre station de traitement.

Dans tous les cas, l'ion hydrogénosulfure $ HS^- $ est oxydé en thiosulfates $ S_2O_3^{2-} $ puis en sulfates $ SO_4^{2-} $ si la quantité d'air ajoutée est suffisante. La formation de sulfates peut se faire suivant une série de plusieurs réactions successives présentées ci-dessous ou directement, en fonction de la quantité d'air ajoutée.

Dans le cas des réactions successives, nous avons dans un premier temps oxydation de l'ion hydrogénosulfure $ HS^- $ par le dioxygène $ O_2 $ :

$$ O_2 + 4 e^- + 4 H^+ \rightleftharpoons 2 H_2O $$

$$ 2 HS^- + 3 H_2O \rightleftharpoons S_2O_3^{2-} + 8 H^+ +8e- $$

D'où la réaction : 

$$2HS^- + 2 O_2 \rightleftharpoons S_2O_3^{2-} + H_2O $$

Puis, il y a oxydation des thiosulfates formés en tétrathionates :

$$ 2 S_2O_3^{2-} \rightleftharpoons S_4O_6^{2-} + 2 e^- $$

$$ O_2 + 4 e^- + 4 H^+ \rightleftharpoons 2 H_2O $$

D'où la réaction :

$$ 4 S_2O_3^{2-} + O_2 + 4H^+ \rightleftharpoons 2S_4O_6^{2-} + 2H_2O $$

Par la suite, ces tétrathionates peuvent également être oxydés en sulfates selon la réaction :

$$ 2 S_4O_6^{2-} + 7 O_2 + 6H_2O \rightleftharpoons 8 SO_4^{2-} +12 H^+$$ 

La formation de sulfites ou de sulfates peut également se faire directement à partir de l'ion hydrogénosulfure en fonction de la quantité d'air ajoutée, selon les réactions suivantes :

$$ 2 HS^- + 3 O_2 \rightleftharpoons 2 SO_3^{2-} + 2 H^+ $$

$$ 2 HS^- + 4 O_2 \rightleftharpoons 2 SO_4^{2-} + 2 H^+ $$

Ainsi, quelles que soient les réactions d'oxydation ayant lieu dans la cuve de traitement, les produits obtenus sont des thiosulfates, des sulfites ou des sulfates. Il n'y a aucune norme imposée concernant ces éléments mais nous savons que présents en fortes concentrations ils peuvent également causer des problèmes environnementaux. Ainsi, les industriels sur place auront la possibilité de réfléchir à une méthode d'abattement des sulfates, que nous n'avons pu chercher faute de temps. 

Cette oxydation catalytique des sulfures par le dioxygène de l'air se révèle efficace uniquement si les effluents sont très concentrés en sulfures ce qui est notre cas, en particulier pour ceux issus du pelanage. Le traitement ne génère à aucun moment de l'hydrogène sulfuré, toxique, il est donc sans risque. De plus,  si l'oxydation est catalysée,  elle permet  d'abattre en moyenne 90 % du sulfure et jusqu'à 99 % dans les meilleurs cas. (Source : Mémoire de Magister "Impacts des rejets de la tannerie-mégisserie Mega de Batna sur l'Oued El Gourzi" présenté en 2007 par Amellal TISSEM à la Faculté des Sciences et Sciences de l'Ingéniorat à Alger)

Le directeur de production de la tannerie Arnal (12), Monsieur Jouineau, nous a appris que les catalyseurs les plus utilisés en pratique sont le sulfate de manganèse $ MnSO_4 $ hydraté​ ou le dioxyde de manganèse $ MnO_2 $. Tous deux sont commercialisés sous forme de poudre, à des prix variant selon la taille des particules.

La dose d'emploi de catalyseur varie en fonction de la quantité de sulfures à traiter, mais il est courant de respecter la règle suivante : $\frac {quantité\ de\ sulfures}{quantité\ de\ catalyseur}=5 $  (Source : mémoire d'Amellal TISSEM cité précédemment)

Si cette méthode d'oxydation est employée, il faudrait envisager une réutilisation du catalyseur pour éviter les frais supplémentaires et limiter les pollutions possibles qu'il peut engendrer. Cependant, pour caractériser la durée de vie d'un catalyseur, il faut étudier les poisons susceptibles d'agir sur ses sites de surface, ce que nous n'avons pas pu faire, encore une fois pour des raisons de temps. 

 

II. Oxydation catalytique des sulfures par des composés peroxydés

 

Il s'agit d'une réaction très rapide (15 à 30 minutes en moyenne),  et  basée sur le dégagement de radicaux libres d'oxygène à partir du péroxyde d'hydrogène : $ 2H_2O_2 \rightarrow 2H_2O + O_2 $.

Ces radicaux oxydent l'ion $ HS^- $ de la même manière que dans la première méthode. Il s'agit d'une solution simple à mettre en oeuvre ne demandant pas d'aération du bassin résiduaire en plus de l'agitation. De plus, l'avantage de cette méthode est que la décomposition du péroxyde d'hydrogène ne génère que de l'eau et de l'oxygène, donc aucun polluant à éliminer ensuite. Il a été montré que l'idéal en pratique est d'ajouter 12 kg de péroxyde d'hydrogène à 35 % par kilogramme de sulfures à traiter (Source : mémoire de M.TISSEM). Cependant, les prix du péroxyde sont élevés et comme nous avons de grandes quantités de sulfures à traiter, il faut évaluer le prix de revient de cette méthode. Nous en avons donc fait une estimation en fonction de la quantité de sulfures à traiter : 

La plupart des sites de fournisseurs industriels proposent du péroxyde d'hydrogène à 35 % à 10 euros le litre. Comme nous le verrons plus en détails dans la suite de ce chapitre, nous devons traiter 905,1 kg de sulfures par jour. Nous avons  donc $ {12} \times {905,1} =10861\ kg $ de peroxyde d'hydrogène à apporter. La masse volumique de ce dernier à 25 °C étant de 1,13 g.cm-3, il nous faut donc en apporter 8 166,3 L par jour. Cela représente donc un coût de 81 663 euros. Ce coût est un coût initial et non quotidien car le catalyseur sera réutilisé de nombreuses fois. Cependant, il s'agit tout de même d'un investissement considérable et  difficile à envisager dans notre cas en Argentine. 

 

III. Oxydation biologique des sulfures

 

Une autre solution d'abattement des sulfures consiste en l'utilisation de boues activées contenant des bactéries du type Thiobacillus. Cette méthode a un bon rendement mais pose de nombreux problèmes dans sa mise en oeuvre. Tout d'abord, elle génère des gaz odorants toxiques dus à la production d'hydrogène sulfuré $ H_2S $. Il faudrait donc travailler en réacteur fermé, mais au moindre problème, l'intoxication serait de grande ampleur et catastrophique. Il y a également des problèmes de reflux des eaux dans la suite des procédés de traitement et des problèmes d'efficacité des bactéries. Ainsi, cette méthode n'est pas utilisable à grande échelle. 

 

⇒ En conclusion, après étude des différentes méthodes de désulfuration envisageables, notre choix se portera, pour le cas du regroupement de tanneries de Buenos Aires, sur l'abattement des sulfures par oxydation de l'air. En effet, l'oxydation par le péroxyde risque d'être trop coûteuse et trop ardue à mettre en oeuvre sur place et l'oxydation biologique comporte trop de risques. Nous allons donc tenter de dimensionner ce procédé et voir par une étude bibliographique quels paramètres peuvent l'influencer.

 

IV. Dimensionnement de la désulfuration par oxydation à l'air 

 

La première étape est la récupération des effluents de pelanage et de déchaulage et leur acheminement vers un bassin d'égalisation. Ce bassin va permettre d'assurer une alimentation continue de notre cuve de traitement, sans à-coups dans le débit (à noter que les à-coups se produisent du fait des pics d'effluents au cours de la journée, usuels dans le fonctionnement des tanneries). Ainsi, le débit qui arrive au bassin d'égalisation est variable du fait des pics de production, et celui qui en ressort est constant. Il y a donc un niveau minimum et un niveau maximum d'effluents dans ce bassin. Ci-dessous est présentée l'organisation du traitement des sulfures, pour plus de clarté : 

                     

Figure 10 : Procédé de traitement des sulfures (Schéma réalisé avec LucidChart)

 

1) Dimensionnement du bassin d'égalisation

Pour des raisons de sécurité, nous avons choisi le volume de ce bassin pour qu'il puisse contenir 150 % du volume d'effluents à traiter. Il faut donc déterminer ce dernier :

Comme nous l'avons vu dans la partie Contextualisation, il y a 105 tonnes de cuir produites par jour pour l'ensemble des 22 tanneries.

  • L'étape de pelanage dégage 3 à 5 m3 d"effluents par tonne de cuir (Source : Scénario international concernant les réglementations relatives à l'environnement et leur application sur les polluants des effluents de tannerie, publié par l'ONUDI en 2003). On choisit de travailler avec les maxima des quantités pour prendre en compte les pics d'activité des tanneries. Cela représente donc $ 5 \times 105 = 525 m^3 $  d'effluents pour l'ensemble des 22 tanneries. 
  • L'étape de déchaulage dégage de 1,5 à 2 m3 d'effluents par tonne de cuir (Source : Scénario de l'ONUDI) soit dans notre cas $2 \times 105 = 210 m^3 $ 
  • Les effluents composites représentent un volume de 1200 m3 comme vu précédemment.

Au total, nous avons donc 1935 m3 d'effluents contenant du sulfure à traiter. Le bassin d'égalisation doit donc avoir un volume de $150\% \times 1935 = 2902 m^3 $. Ce bassin doit être équipé d'un contrôleur de niveau et d'un agitateur mécanique pour garantir l'homogénéisation. Nous choisissons une hauteur de bassin de 4m, ce qui implique une surface $ \frac {2902}{4} = 725,5 m^2 $. Nous choisissons un bassin d'égalisation de forme circulaire pour permettre une meilleure homogénéisation. Le diamètre est alors : $ D=\sqrt {(\frac{{4}\times{725,6}}{\pi})}= 31 m $.

 

2) Dimensionnement de la cuve de traitement des sulfures

Il s'agit ensuite de déterminer le volume de notre cuve de traitement. Nous devons dans un premier temps calculer la quantité de sulfures à éliminer que représente notre volume d'effluents. 

  • L'étape de pelanage génère 525 m3 d'effluents soit 525 000 litres par jour. Or, nous savons que la concentration de ces effluents en sulfures est de 500 mg/L au maximum. Cela correspond donc à 262,5 kg de sulfures dans les effluents de pelanage par jour pour l'ensemble des 22 tanneries. 
  • De la même manière, l'étape de déchaulage génère 210 m3 d'effluents par jour pour les 22 tanneries, soit 210 000 L. La concentration en sulfures y est de 60 mg/L au maximum.  Les effluents de déchaulage apportent donc 12,6 kg de sulfures par jour. 
  • Concernant les effluents composites, nous avons une quantité de sulfures de 630 kg/j mais ce pour la totalité des composites. La concentration y est de 150 mg/L. Si l'on veut ramener cela aux effluents composites des effluents de pelanage et de déchaulage uniquement, cela représente une concentration de $ \frac {630.10^6}{1200.10^3}=525 mg/L $. 

Au total, nous avons donc 905,1 kg de sulfures à abattre par jour. 

La cuve de traitement doit prendre en compte le volume nécessaire aux effluents à traiter. Le dioxygène ajouté est considéré comme compressible, il occupe donc un volume négligeable qui n'intervient pas dans le dimensionnement de la cuve de traitement. Comme nous l'avons vu, dans le cas de notre parc industriel, il serait plus aisé et moins onéreux d'injecter de l'air dans la cuve de traitement que du dioxygène pur. Cependant, faute de données plus précises, les calculs de volume suivants ont été faits pour le dioxygène pur. 

Pour estimer le volume de la cuve, nous pouvons travailler sur la cinétique de réaction d'oxydation ou utiliser des approximations faisant intervenir le temps de séjour : 

  • La réaction d'oxydation des sulfures par le dioxygène dissous a pour vitesse de réaction                       $v=k \times [HS^-]^a \times [O_2]^b $​. Nous avons tenté de trouver des représentations de l'avancement de ce type de réaction ou des données concernant k,a et b dans la littérature. L'ordre global de la réaction est 2 et les données les plus vraisemblables pour a et b sont les suivantes : a=0,8 et b=0,2 (d'après les travaux de Chen,K et Moris,J.C  Enviro.Sci. Technol. 1972, 6, 529). Nous avons trouvé des valeurs de k de l'ordre de 0,3 USI. Nous avons 905,1 kg de sulfures dans 1935 m3 d'effluents ce qui représente une concentration de 0,47 g/L ou de 0,014 mol/L. On ajoute 905,1 kg d'O2 ce qui représente $ \frac {905.10^3}{1935.10^3} = 0,47 g/L $. Ainsi, la vitesse de réaction s'écrit : $ v=0,3 \times {0,47.10^3}^{0,8} \times {0,47.10^3}^{0,2}= 141 mg/L/h $. On peut donc appliquer la formule suivante : $ V= Q \times (C_{HS^-,e} - C_{HS^-,s})/v $ qui nous permet d'aboutir au volume du réacteur. Nous savons que le débit en sortie doit être égal au débit entrant dans la cuve soit 1935 m3/j = 81 m3/h (moyenne des débits quotidiens). On a $C_{HS^-,e}$  = 0,47 g/L et on veut $C_{HS^-,s}$= 0,047 g/L (Cela correspond à un rendement de 90 %). On aboutit donc à V = 267,7 m3

  • Nous pouvons aussi utiliser l'approximation suivante : $ V= temps\ de\ séjour\ nécessaire \times débit\ en\ sortie $. Cette formule permet donc de ne pas passer par la cinétique de la réaction, mais d'avoir une idée correcte du volume nécessaire à cette réaction.  Nous savons que nous traitons 1935 m3/j ce qui revient à émettre en sortie de traitement 81 m3/h d'effluents traités. Le temps de séjour est évalué au maximum à 8 heures. Ainsi, le volume nécessaire pour le stockage de sulfures est donc de 645 m3. 

Les ordres de grandeur sont les mêmes dans les deux méthodes de calcul de volume employées. Cependant, il faut tenir compte du fait que la cinétique de la réaction d'oxydation n'a pas été décrite dans notre cas précisément. Ainsi, comme la première méthode est plus restrictive en volume nous choisissons de dimensionner en fonction de l'approximation utilisant le temps de séjour. Le volume de de la cuve de traitement choisi est donc de 645 m3.

 

3) Ajout du dioxygène

Nous avons trouvé dans la littérature qu'il faut ajouter 1 kg d'O2 par kilogramme de sulfures à traiter (Source : Introduction to treatment of tannery effluents by UNIDO). Il nous faut donc ajouter dans notre cas 905 kg d'O2Nous pouvons alors utiliser la formule suivante : $ \frac{m}{M}=\frac {V}{V_m} $ avec m=275 000 g de dioxygène ; M=masse molaire du dioxygène=32g/mol  ; $V_m$=volume molaire du dioxygène=22, 414*10-3 m3/mol. Nous obtenons donc un volume de dioxygène à ajouter par jour de 634 m3.​ La pompe doit donc avoir un débit de 905 kg/8 heures soit 113,1 kg/h. A noter que la consommation énergétique de la pompe va dépendre intégralement du modèle choisi.

 

4) Ajout du catalyseur

Concernant le catalyseur, si nous appliquons la règle pratique énonçant que la quantité de sulfures sur celle de catalyseur doit valoir 5 (cf précédemment), nous aboutissons à une quantité de 181 kg de MnSO4​,H2O​ à ajouter dans la cuve. Cette quantité génère également un volume qui est normalement à prendre en compte dans le dimensionnement de la cuve de traitement. La masse volumique du sulfate de manganèse monohydraté est de 2,95 g/cm3. Ainsi, le catalyseur nécessite un volume de 0,061 m3. Ce volume est négligeable par rapport à ceux calculés précédemment donc en conclusion nous pouvons estimer le dimensionnement de la cuve de traitement à 645 m3, chiffre énoncé précédemment. 

Il nous faut 181 kg de catalyseur pour traiter les 905 kg de sulfures en 8 heures. Ainsi, on doit amener 22,6 kg de MnSO4​,H2O  par heure. Puis, la quantité de catalyseur reste dans le bassin pour réutilisation. 

Il faut également ajouter dans notre cuve de traitement un antimousse. En effet, la formation de mousse pourrait gêner la bonne diffusion du dioxygène dans l'effluent à traiter. Ces mousses sont dues à la présence de détergents utilisées durant certaines étapes du tannage. Cependant, les produits anti mousse sont relativement coûteux. Une solution pourrait donc être de remplacer les détergents utilisés par des détergents non mousseux, ce qui réduirait le coût et permettrait donc une prévention à la source. 

Ainsi, comme nous connaissons le volume de la cuve de traitement, nous pouvons déduire sa surface et son diamètre. En effet, comme le bassin d'égalisation, nous la choisissons circulaire pour permettre une meilleure agitation. La hauteur est fixée à 4 m, ce qui représente donc une surface de $ \frac{645}{4} =161,3 m^2 $. Le diamètre est donc de $ D=\sqrt {({\frac{{4}\times{161,3}}{\pi}})}=14,3 m $.

 

V. Influence de différents paramètres sur l'oxydation des sulfures et le dimensionnement 

 

Afin de voir si certains paramètres inhérents à notre site industriel peuvent influer sur la réaction d'oxydation des sulfures, nous nous sommes appuyés sur différents travaux réalisés dans le cadre de la publication de V.Valeika, K.Beleska, V.Valeikiene intitulée "Oxidation of sulphides in tannery wastewater by use of MnO4" et publiée dans Polish J. of Environ. Stud. Vol.15, No. 4 (2006).

  • Quantité de catalyseur

La quantité de catalyseur utilisée influe sur la vitesse de la réaction. Nous avons vu qu'il est possible d'utiliser MnSO4 ou MnO2​ pour la réaction d'oxydation des sulfures. Les chercheurs ont donc réalisé des expériences pour évaluer l'efficacité du catalyseur en fonction de sa quantité. Ils ont considéré un effluent de déchaulage contenant de la chaux et 1,32 g/L de Na2S à pH 11,92 ainsi qu'un même effluent contenant cette fois 2,8 g/L de Na2S. Ces concentrations en sulfures sont supérieures à celles que nous avons dans notre cas mais du même ordre de grandeur. 

Ils ont ajouté à ces effluents du MnO2​ à 18-20° dans différentes proportions : 0,3%, 0,5% ou 1% en masse de la solution d'entrée. Les résultats sont présentés sur le graphique suivant :

Figure 11 : Diagramme issu de la publication citée précédemment et présentant l'influence de la quantité de catalyseur sur l'oxydation des sulfures. 

 

Nous voyons que, sans catalyseur, la réaction d'oxydation dure de 26 à 28 heures selon les concentrations en sulfures. Avec le dioxyde de manganèse, la réaction est considérablement accélérée et dure de 0,6 à 2 heures en fonction des quantités de sulfures. Plus on a de catalyseur, plus la réaction est accélérée. Cependant, nous constatons que la différence entre 1 % de catalyseur et 0,5 % n'est que de 0,3 à 0,4 heures. Ainsi, dans le cas de notre regroupement de tanneries où les budgets sont assez limités, il vaut mieux que la réaction ne soit pas catalysée à son maximum et qu'elle prenne 10 minutes de plus, plutôt que d'utiliser deux fois plus de catalyseur pour passer de 0,5 à 1 % de MnO2​. Il s'agit d'un compromis entre accélération de la réaction et coût économique. L'optimum de catalyseur dans notre cas est donc choisi à 0,2 % du volume d'effluent entrant. Nous retrouvons donc la règle de 5 vue précédemment.

  • pH de la réaction

La réaction d'oxydation des sulfures a été testée par ces mêmes chercheurs et pour la même caractérisation d'effluents à différents pH : 9, 11 ou 13, en présence de 0,5 % de MnO2 à 18-20°C. Les résultats sont présentés ci-dessous :

 

Figure 12 : effet du pH sur la réaction d'oxydation du sulfure de sodium (diagramme issu de la publication A)

Nous constatons que la réaction est accélérée quand le pH des effluents diminue. Ainsi, à pH 9, l'oxydation dure 1 heure tandis qu'à pH 13, elle dure le double de temps. Ainsi, les sulfures sont abattus plus vite si le pH des effluents est bas. Cependant, il ne faut pas diminuer le pH en dessous de 7 car il y a un risque important de conversion des ions HS- en H2S toxique. Nos effluents de pelanage et déchaulage ont un pH de 7 à 12,8. Le séjour dans le bassin d'égalisation va permettre d'homogéneiser le pH avant l'oxydation dans la cuve. On considère dans notre cas que nous n'allons pas fixer un pH particulier pour éviter l'ajout de réactifs, coûteux. Ainsi, la réaction d'oxydation est considérée comme influencée par le pH, mais nous ne corrigerons pas cette influence. 

  • Température des effluents entrants

​Les chercheurs précédents ont cette fois considéré un effluent entrant contenant 3,02 g/L de Na2S, à pH 12,8 et avec 0,5 % de MnO2. Les températures de cet effluent sont fixées à : 18, 30, 40 et 50°C. Le temps de réaction le plus court correspond à une température de 30°C. Il s'agit de l'optimum de température. Il peut être utile si on est très en dessous de cette valeur de chauffer les effluents. Cependant, nous sommes en climat tropical et les températures sont généralement autour de 20°C et ne descendent pas en dessous de 10°C, donc nous pouvons supposer que les effluents seront à température idéale et que nous n'aurons pas besoin de les chauffer pour accélérer la réaction. 

  • Taille des particules de catalyseur

Le catalyseur utilisé est sous forme solide. La taille des particules va donc jouer un rôle sur la vitesse de réaction. Les chercheurs ont fait des expériences avec différentes tailles de particules de MnO2 et il a été montré que plus la taille augmente, moins la réaction est accélérée. Ainsi, la taille idéale ne doit pas dépasser 0,1 mm. Cela sera donc à prendre en compte lors de l'achat de nos catalyseurs. 

  • Réutilisation du catalyseur

Si le catalyseur est utilisé de nombreuses fois, son efficacité est altérée. Pour voir ceci, des expériences ont utilisé un effluent contenant 2,51 g/L de Na2S à pH 12,4 (Source: Mémoire de M.TISSEM). Y ont été ajoutés 0,2 à 0,5 % de MnO2​ à 18-20°C. L'oxydation complète des sulfures s'est réalisée, puis la solution traitée est laissée 15 mn au repos afin de permettre la sédimentation du catalyseur au fond de la cuve. Puis, il faut retirer la solution traitée et réintroduire un nouvel effluent. Il est possible de laisser environ 5% de solution traitée au fond de la cuve pour éviter de perdre du catalyseur. Le même catalyseur a été laissé jusqu'à ce que la réaction prennent 10 heures ce qui correspond à 5 utilisations dans le cas du MnO2​ à 0,2 % et à 10 utilisations dans le cas du MnO2 à 0,5 %. 

Figure 13 : influence de la réutilisation du catalyseur sur la vitesse de réaction d'oxydation des sulfures (source : mémoire de M.TISSEM)

Nous constatons que l'efficacité du catalyseur diminue bien au fur et à mesure qu'il est utilisé. On suppose que cette diminution est due aux effets de la présence de matières organiques dans les effluents. Cependant, la diminution de son efficacité est largement palliée par le côté économique de sa réutilisation. Dans notre cas, nous cherchons à limiter les effluents de tannerie à la source et pas forcément à obtenir un procédé de traitement innovant et particulièrement rapide. La réutilisation du catalyseur sera donc privilégiée bien que son efficacité diminue au fil du temps. Une solution alternative pouvant être de réutiliser un grand nombre de fois le catalyseur mais d'ajouter une toute petite quantité de catalyseur non utilisé à chaque nouveau traitement pour booster l'efficacité de la catalyse sans dépenser trop en MnO2.

 

VI. Diminution de la quantité de sulfures utilisée et recyclage

 

Une autre possibilité pour diminuer la quantité de sulfures rejetée est d'en diminuer l'utilisation ou de le recycler entre les différentes opérations de tannage. Il est ainsi possible de recycler le bain résiduaire avec les sulfures et la chaux qu'il contient. Il faut alors faire une régénération de ce bain en y ajoutant de l'eau et l'on peut à nouveau l'utiliser pour les étapes de pelanage. Il faut cependant veiller à éliminer les matières en suspension, tels les poils, pouvant être présentes dans le bain. Ceci peut se faire par tamisage, par un tamis vibrant par exemple (Source: Mémoire de M. TISSEM cité précédemment). Cette opération génère de la boue relativement sèche (20 % de matières sèches en moyenne) donc facilement séparable du bain résiduaire. Cette boue est riche en protéines donc en azote et peut donc être valorisable par épandage. Cette réutilisation des sulfures n'affecte pas la qualité du cuir, seule la fleur du cuir est relativement plus fine, et permet une réduction de 40 % du sulfure des effluents (Source: Mémoire de M.TISSEM).

Figure 14 : Adaptation de la figure du mémoire de M.TISSEM présentant le principe de régénération du bain résiduaire contenant les sulfures

 

Elimination du chrome

 

Déchromatation

 

I. Nécessité de traitement

 

Lors des étapes de tannage, de neutralisation et de finition, du chrome se retrouve dans les effluents. En effet, des sels de chrome (sulfates de chrome trivalent) sont ajoutés aux bains de tannage afin de rendre le cuir imputrescible. Cependant, la quantité ajoutée ne réagit que partiellement avec les peaux lors de ces étapes : 40 à 50% du chrome n'est pas absorbé et est donc rejeté.

Le chrome est un métal de transition utilisé dans de nombreux domaines comme moyen de passivation, composant de peinture, agent catalytique, agent de fixation ou encore conducteur électrique. Il est présent principalement sous deux formes majoritaires : 

- Trivalent (Cr3+, Cr2O3) : forme la plus stable et la plus présente dans l'environnement, insoluble dans la plupart des conditions environnementales. Sa forme ionique est chargée positivement, ce qui favorise sa rétention par les particules du sol chargées négativement. 

- Hexavalent (CrO42-, Cr2O7-, H2CrO4) : deuxième forme la plus stable, beaucoup plus mobile dans l'environnement de part sa force ionique négative, représente un risque majeur puisqu'il est cancérigène.

Bien que seul le chrome trivalent soit utilisé dans l'industrie du cuir, il n'est pas certain que cette forme soit vraiment inoffensive pour l'homme et l'environnement (on sait que son intoxication chronique peut entraîner des altérations du tube gastro-intestinal par exemple). De plus, sous forme solide il peut-être source de rejets de Cr(VI). En effet, le Cr(III) risque de s'oxyder en présence notamment d'oxydes de manganèse présents dans le sol, et d'être relargué dans l'environnement sous forme de Cr(VI), soluble lors de pluies acides par exemple.

Dans les effluents de tannerie, nous avons donc une grande quantité de matières organiques ainsi que de sulfates. Pour les effluents concernés par la présence de chrome et après mélange de ceux-ci, nous avons une concentration de 2000 à 7500 mg/L de DCO et de 25 à 118 mg/L de sulfures, or ces constituants sont réducteurs, ce qui va rendre le potentiel du milieu négatif, et stabiliser ainsi le Cr(III) comme nous le voyons à l'aide du diagramme potentiel-pH ci-dessous: en effet à potentiel négatif, nous ne sommes plus dans les domaines de prédominance des formes HCrO4- ni CrO42-

 

Figure 15 : Diagramme de Pourbaïx du chrome dans l'eau, l'acide perchlorique ou l'hydroxyde de sodium, à 25°C, [Cr3+]=10µm,

 

Au niveau des normes argentines, le rejet à l'égout public est limité à 0,5 mg/L de Cr(VI) et le rejet dans le milieu aquatique à 0,05 mg/L de chrome total. D'après nos estimations, la concentration en chrome total des effluents chromés des différentes étapes varie de 30 à 4000 mg/L (voir tableau caractéristiques des effluents chromés). Il est donc primordial de réduire la quantité de chrome dans ces effluents avant de les rejeter vers une STEP ou dans l'environnement.

 

II. Les moyens de réduction par ingénierie des procédés propres

 

D'après le document européen de référence des meilleures techniques disponibles pour le secteur industriel des tanneries (Best Available Techniques Reference Document for the Tanning of Hides and Skins: BREF), plusieurs techniques sont envisageables afin de réduire les rejets chromés, que ce soit au niveau du procédé de tannage ou par le traitement des effluents spécifiques. Elles sont récapitulées ci-dessous :

1) Optimisation des paramètres de tannage : les paramètres physiques du procédé industriel peuvent être calibrés pour augmenter la proportion d'agent tannant chromé effectivement absorbée par le cuir. Il est possible d'optimiser la quantité de chrome à ajouter (pas d'excès inutile), le pH (autour de 4), la température (50°C à atteindre progressivement), de régler les temps de trempes (courts avec des solutions concentrées en sels de chrome mais suffisamment longs pour permettre la pénétration et la réaction du chrome et du substrat).

- Efficacité : ces optimisations permettent d'atteindre un taux de consommation du chrome de 70 à 80%.

- Inconvénients : ceci n'est applicable que lors de la construction de nouvelles infrastructures car cela demande de nombreuses modifications, notamment la mise en place d'un système de chauffage et d'équipements de contrôle automatiques.

2) Utilisation de tanin spécifique : des produits chimiques spécifiques peuvent être utilisés pour augmenter la capacité de fixation du chrome, en plus de l'optimisation des paramètres physiques. Certains groupes réactifs peuvent être insérés dans les complexes tannants comme des groupes carboxyles pour augmenter la réactivité collagène.

- Efficacité : en combinaison avec les paramètres optimisés, l'on arrive à réduire la concentration en chrome des effluents de tanneries jusqu'à 96%. Le volume est aussi réduit de moitié.

- Inconvénient : avec ce type de pratique, la précipitation du chrome pour sa récupération dans le processus de traitement des effluents est beaucoup plus compliquée et empêche sa précipitation complète. Ainsi, il y a une influence négative des produits sur la qualité des cuirs obtenus. 

3) Recyclage direct : les eaux de tannage et d'essorage des peaux peuvent être partiellement réutilisées dans les étapes de tannage ou de picklage, pendant dix cycles avant d'être rejetées.

- Efficacité : les méthodes de réutilisation directe entraînent une diminution de la charge en chrome de 50% si la réutilisation se fait durant les étapes de tannage et de 60% si elle se fait au niveau du picklage. Il y a donc réduction de l'utilisation de sels de chrome frais, puisqu'une fraction de 20% vient de la récupération des eaux dans le premier cas et 25% dans le deuxième cas.

- Inconvénient : il existe des risques de perte de qualité, de modification de la couleur du cuir obtenu. Les impuretés présentes dans les bains qui vont s'accumuler avec les recyclages doivent être mesurées et contrôlées par un système à intégrer au procédé, pour ne pas atteindre de trop grandes valeurs. Aussi, si le taux d'absorption du chrome est déjà supérieur à 80%, le recyclage n'est pas rentable. Comme l'on ne peut recycler uniquement les bassins principaux de tannage, l'on ne règle pas, avec ces méthodes, le problème du rejet de chrome aux étapes de neutralisation et d'essorage du cuir.

4) Récupération du chrome et recyclage indirect : il est possible de récupérer le chrome des effluents les plus chargés par précipitation et séparation. Cette technique est utilisée depuis 80 ans dans l'industrie du cuir, et est reconnue comme la meilleure technique disponible en Europe. C'est une solution qui a des avantages environnementaux mais aussi économiques puisqu'elle permet la récupération du chrome dans la tannerie ou pour un autre usage. 

- Efficacité : on peut obtenir de 95 à 99,9% de précipitation du chrome. On peut ainsi remplacer au moins 20% du sel de chrome frais par du chrome recyclé par cette méthode. Si une filtration n'est pas nécessaire pour déshydrater les boues, le coût du traitement est abordable bien qu'il nécessite un investissement préalable pour les équipements, notamment d'analyse.

- Inconvénient : comme on ajoute plus de produits chimiques (alcalin, acide), on augmente la concentration en sels neutres dans les solutions. Ceci peut affecter la qualité du cuir obtenu mais dans une moindre proportion qu'avec les techniques de recyclage direct. Aussi, si la solution de chrome de récupération a trop d'impacts négatifs et empêche son recyclage dans la tannerie, elle peut toujours être envoyée vers une autre industrie qui en aurait l'utilité. Si des techniques de recyclage direct ou d'optimisation des tanins sont utilisées, elles ne seront pas compatibles avec la réutilisation du chrome ainsi récupéré.

 

III. Techniques de traitement des effluents chromés

 

Comme nous visons un objectif de zéro rejet en chrome dans le fleuve après traitement des effluents de l'ensemble des tanneries, et pour permettre une récupération de ce métal, nous nous intéresserons à la séparation du chrome dans les rejets en contenant. Comme nous n'avons pas obtenu d'information quant aux procédés utilisés dans les tanneries concernées, nous supposerons, afin de se placer dans le cas le plus limitant, que les techniques d'ingénierie propre n'ont pas été appliquées.

En fait, il existe de nombreux moyens de séparation du chrome d'une solution aqueuse. Parmi les techniques de séparation des ions métalliques toxiques on peut citer l'échange d'ions, l'osmose inverse, l'extraction par solvant, l'adsorption. Certaines études commencent à montrer qu'une digestion enzymatique est même envisageable dans des conditions particulières. Ces techniques émergentes ne sont pas encore utilisées dans le traitement des effluents de tanneries, car non concurrentielles d'un point de vue économique, comparées aux méthodes de traitement physico-chimique de simple précipitation.

Le procédé utilisé est basé sur une chimie assez simple de précipitation mais nécessite néanmoins un contrôle analytique précis et des équipements spéciaux. Les eaux des bains chromés sont recueillies dans un bain de collecte. Puis, elles sont pompées vers un réacteur doté d'un système d'agitation et d'un contrôle de pH où l'on ajoute un alcalin pour la précipitation. Le chrome précipité est séparé du surnageant envoyé vers le reste de la station de traitement commune, et la boue de chrome, après filtration si nécessaire, est redissoute par de l'acide sulfurique concentré. Une fois dans les bonnes valeurs de basicité, cette solution de chrome régénérée peut être renvoyée vers le procédé de tannage si les conditions de production le permettent.

Le volume et la qualité des boues obtenues dépendent grandement de l'alcalin utilisé comme agent de précipitation : plus l'alcalin est fort, plus la précipitation sera rapide mais mènera alors à la formation de boues plus volumineuses.

Généralement deux solutions sont possibles :

- l'utilisation d'hydroxyde de sodium (NaOH) ou de carbonate de sodium (Na2CO3), avec ajout de polyélectrolyte (polymère ionique), forme rapidement des boues volumineuses qui vont ensuite être épaissies et déshydratées par filtration, avant d'être régénérées en solution de chrome par dissolution à l'acide sulfurique.

- l'utilisation d'oxyde de magnésium (MgO), produit une précipitation plus lente mais permet une meilleure décantation du surnageant et ne nécessite pas de filtration ultérieure, avant dissolution des boues par l'acide sulfurique.

Pour le cas des tanneries du Riachuelo, et parce que l'on préfére les techniques les moins chères, on choisira d'utiliser l'oxyde de magnésium. En effet, avec cet agent nous n'avons pas nécessité ni d'ajouter des polyélectrolytes, ni de réaliser une étape de filtration des boues avant remise en solution acide. C'est la technique qui apparaît la plus efficace pour obtenir des boues moins volumineuses et présente la meilleure élimination du chrome (selon A. Esmaeili, 2005 , et P. Tchoungchai, 1995)

 

IV. Procédé choisi et dimensionnement

 

​1) Caractéristiques des effluents à traiter

 

Le procédé de traitement consiste en un traitement batch permettant de séparer le chrome des effluents des étapes de tannage, de neutralisation, de l'étape finale considérée (retannage, teinture, nourriture, finissage), ainsi que des effluents de nettoyage de ces étapes. A partir du tableau présentant les caractéristiques des effluents de tanneries, établi par l'ONUDI et présenté dans la partie Généralité sur les tanneries, nous avons travaillé sur les données concernant le chrome, et évalué les quantités journalières de rejets (donc pour 105 tonnes de cuir produites par jour). Les résultats présentant les caractéristiques des effluents chromés sont rassemblés dans le tableau 5 ci-dessous.

 

Tableau 5 : Caractéristiques des effluents chromés

 

Il y a donc à la sortie des 22 tanneries quatre types d'effluents : 

- Un petit débit de 210 m3/j concentré à 4  000 mgCr/L

- Un petit débit de 315 m3/j chargé à seulement 30 mgCr/L

- Un débit moyen de 630 m3/j chargé à 300 mgCr/L

- Les eaux de nettoyage de 1 800 m3/j chargées à 467 mgCr/L

 

En regardant la charge polluante en chrome des effluents, nous nous apercevons que ce sont les étapes de tannage et de nettoyage qui rejettent le plus de masses de chrome, à savoir 8 kg/j. Mises à part les étapes de nettoyage, nous savons que les eaux chromées sont acides, bien que l'on ne connaisse pas le pH exact du mélange des effluents regroupés. Nous faisons donc l'hypothèse que les eaux de nettoyage, puisqu'elles ont servi au nettoyage d'étapes acides, sont aussi acides.

Le total mélangé des effluents chromés à traiter représente alors une solution acide de 2 955 m3/j, concentrée à 636 mg de chrome par litre, soit une charge de 1 878 kg de chrome par jour.

 

2) Protocole et gestion du temps

 

Nous envisageons le traitement de la manière suivante, inspirée par un procédé existant en Inde et traitant 9 m3 d'effluents de tannerie par batch (description dans le document technologique A system for recovery and reuse of chromium from spent tanning liquor using magnesium oxide and sulphuric acid, écrit par l'expert technique et ingénieur environnement S. RajamaniI, UNIDO), et illustrée par le schéma 16: 

- Les effluents chromés de chaque tannerie sont séparés des autres effluents à leur source et acheminés par des tuyaux jusqu'à un bac de stockage S1.

​- Un volume de 8h de production d'effluent (soit 985 m3) est pompé pendant 1h30 par une pompe P1 vers le réacteur batch R1 dans lequel on ajoute une solution de MgO par gravité depuis le stock de solution d'alcalin S2. La quantité de solution à ajouter dépend du pH de la solution : on équipera donc la vanne d'une ouverture à contrôle automatique qui permettra de doser l'ajout de MgO jusqu'à un pH 7-8 (pH optimal  selon la publication de T. Panswad, O. Chavalparit, Y. Sucharitthamet S. Charoenwisedsin A bench-scale study on chomium recovery from tanning wastewater). Le chrome précipite alors en hydroxyde de chrome Cr(OH)3 insoluble.

- Une fois MgO ajouté, la solution est mélangée pendant 1h, puis la solution décante pendant 4h dans R1. Le surnageant est envoyé vers la station de traitement commune, dans l'idéal par gravité, tandis que les boues contenant le chrome sont récupérées au fond du décanteur vers un bac de régénération R2.

- On ajoute ensuite dans R2 une solution concentrée en acide sulfurique (H2SO4)  jusqu'à pH 2,5-2,8 (selon guide technique de l'UNIDO) par la même méthode de gravité et de contrôle de vanne que pour MgO, et on agite pendant 1h. Le précipité chromé est alors resolubilisé en Cr2(SO4)3. Une étape de refroidissement est ensuite nécessaire, durant de 3 à 4h.

- La solution de chrome ainsi régénérée est pompée par un système P2 pendant 1h30 pour être stockée dans un bassin de stockage S4, auquel les tanneries peuvent être reliées. Elles peuvent donc l'utiliser en mélange avec du sel de chrome frais pour le tannage de nouvelles peaux. Pour une réutilisation, il faudra bien entendu faire des analyses de la composition exacte de la solution régénérée et voir si elle est compatible avec les exigences de qualité de la production de cuir.

 

Figure 16: Schéma du procédé de récupération du chrome 

 

La solution d'effluents va donc passer 8h dans le réacteur R1 et les boues 8h dans le bac de régénération, en comptant les temps de remplissage et de vidange. Nous faisons l'hypothèse que les temps de mélange et de décantation sont les mêmes que pour la petite unité de traitement indienne de 9 m3. Nous pourrons donc traiter 24h de rejets de tanneries en trois batchs de 8h dans la journée.

 

3) Dimensionnement des unités

 

  • Bac de stockage S1

​​Comme les rejets de tanneries sont discontinus, il nous faut un bac de stockage où l'on puisse récupérer les effluents au moment où ils sont produits, pour ensuite pouvoir pomper une quantité de $ \frac{2955}{3}  $ = 985 m3 correspondant à un tiers de la production journalière, soit 8h si on travaille en continu. Pour gérer les fluctuations et éviter le débordement, nous choisissons un volume pour S1 tel qu'il puisse contenir l'équivalent de deux batchs, soit 2 x 985 = 1970 m3. Avec un bassin d'une hauteur de 4 m, cela représente une surface au sol de 493 m2. Il devra être équipé d'un dégrilleur en amont pour éviter l'entraînement de particules solides pouvant endommager les pompes dans les étapes suivantes. Un dégrillage enlève une partie du total des solides présents initialement dans les effluents chromés, cependant cette réduction n'est pas calculée dans cette partie du projet, et sera prise en compte lors du dégrillage présent avant traitement primaire. En cas de problème avec la filière de traitement du chrome, pour éviter tout débordement du bac de stockage, un système de renvoi direct vers la station de traitement commune sera prévu. Dans ce cas exceptionnellement, le chrome ne sera pas récupéré mais sera en grande partie éliminé lors des traitements primaire et secondaire.

 

  • Bac de stockage solution MgO S2

Il nous faut d'abord déterminer de quelle quantité de MgO nous avons besoin afin de précipiter le chrome de nos effluents. Pour cela, des tests en laboratoire sont nécessaires, et le contrôle et l'automatisation du système de dosage permettront par la suite d'ajouter la bonne quantité de solution alcaline pour atteindre le pH requis. Cependant, pour avoir une première idée des quantités, nous l'estimons à partir des proportions conseillées par le BREF, à savoir de 0,25 à 0,4 kilogrammes de MgO par kilogramme de chrome. Nous calculons alors le volume de solution de MgO minimal est nécessaire, d'abord  en utilisant une solution à 10% volumique comme les chercheurs iraniens auteurs de Chromium (III) Removal and recovery from Tannery Wastewater by Precipitation Process le font en laboratoire pour leur publication, puis à 20% volumique pour utiliser moins d'eau :

 $V_{sol/m^3_{effluent}}= \frac {0,25 \times [Cr]_{(kg/L)}} {\%vol_{MgO​} \times \rho_{MgO}}$

 Avec $\rho_{MgO}=2,36\ kg/L$

Nous avons aussi estimé les volumes nécessaires à ajouter pour traiter un batch entier, et déterminé quel volume il faudrait stocker pour approvisionner le procédé pendant une semaine, soit sept jours. Les résultats sont récapitulés dans le tableau 6 suivant :

 

Tableau 6 : Volume de solution de MgO 

 

Nous devrons donc certainement ajouter dans R1 à chaque batch, entre 332 et 531 L de solution à 20% volumique de MgO. Pour le dimensionnement de la cuve de stockage, nous prenons un volume pour une semaine de solution, soit 11 m3  pour S2. Si l'on choisit de stocker dans un réceptacle de un mètre de hauteur nous avons donc une occupation de 11 m2 au sol.

Si l'on se réfère à un prix de 1,07 $ le kilogramme de MgO (Source: J. Ludvik, Chrome management in the tanyard, 2000), nous obtenons l'estimation des prix présentée dans le tableau 7 suivant: 

Tableau 7: Estimation prix matière première MgO par jour

 

  • Réacteur R1

Le premier réacteur doit contenir le volume d'effluents à traiter plus le volume de solution de MgO  maximum à ajouter : 

 $V_{R1}=985+\frac{531}{1000}=986m^3$

Avec un réacteur de 4 mètres de hauteur, l'équipement occupe une surface de 246 m2.

En sortie du réacteur R1, nous considérerons les mêmes proportions de récupération en boue et en surnageant que l'usine de traitement indienne, puisque nous avons les même temps de décantation. Nous retrouverons donc en sortie épurée 90% du volume du batch, c'est à dire Vsurnageant = 887 m3 par batch, envoyé vers le reste de la station de traitement commune, et en sortie boue 10% du volume, soit Vboue = 98,6 m3  récupéré dans le bac de régénération R2. A propos de la récupération du chrome, le BREF précise une récupération d'au moins 95% massique. On gardera cette valeur comme première approximation pour estimer les rejets de chrome après précipitation.

$$[Cr_{g/L}]_{surnageant}=0,05 \times [Cr_{g/L}]_{initial} \times \frac{V_{effluent/batch}}{V_{surnageant}} = 0,035\ g/L$$

$$[Cr_{g/L}]_{boues}=0,95 \times [Cr_{g/L}]_{initial} \times \frac{V_{effluent/batch}}{V_{boues}} = 6,04\ g/L$$

Ici nous ferons l'hypothèse que seul le chrome précipite et ne calculerons pas la perte de matières en suspension, DBO et DCO. Afin de se placer dans le cas limitant nous considèrerons qu'il n'y a pas d'élimination de ces charges, qui devront être entièrement traitées lors du passage dans la station commune.

 

  • Bac de stockage solution H2SO4 S3

​​Comme l'on connaît les caractéristiques des boues sortant de R1, et en utilisant pour estimation les quantités de H2SO4 conseillées par le BREF, nous pouvons estimer comme pour MgO le volume de solution d'acide à ajouter dans R2 pour régénérer le chrome précipité. Sans information sur la concentration exacte utilisée dans l'entreprise indienne, nous nous sommes servis de la concentration d'acide sulfurique concentré commercial, à 98% volumique, sachant que la masse volumique de l'acide sulfurique dans une pareille solution est de 1830 g/L (source). 

Tableau 8: Volume de solution d'acide sulfurique

Comme nous pouvons le voir sur le tableau 8, si nous voulons avoir un stock d'une semaine de solution d'acide pour la régénération du chrome, S3 doit avoir un volume de 13 m3. Avec un équipement de 1,5 m de hauteur nous aurons une occupation au sol de 9 m2.

​​Concernant le coût, si l'on considère que l'on peut trouver de l'acide sulfurique à 98% au prix de 250\$ la tonne, nous avons donc par jour un investissement de $ \frac { 250 \times 630 \times 3 \times densité_{acide} } { 1000 } =  864 \$ / jour $ , avec $ 3 = \frac {24\ h}{8\ h}$ le nombre de batch (donc de cycle de traitement) par jour et la densité de l'acide sulfurique 1,830.

 

  • ​​Réacteur R2

​​Le réacteur R2 doit contenir les boues d'un batch de traitement plus le volume d'acide sulfurique nécéssaire à leur régénération :

 VR2 = $98,6 + \frac{630}{1000}$ = 99,1 m3

Un réacteur de 2 mètres de hauteur prendra donc une place de 50 m2. L'équipement devra être doté d'un système de ventilation pour prévenir des éventuelles formation de sulfure d'hydrogène H2S gazeux toxique.

 

  • Bac de stockage chrome régénéré S4

​La solution de chrome issue de l'acidification des boues sera disponible pour les tanneries participant au projet, qui pourront venir la chercher ou la pomper depuis le bac de stockage S4. Celui-ci est dimensionné afin de contenir la production en solution régénérée de deux batchs :

VS4 = 2 x VR2 = 198 m3

Avec une hauteur de 2 mètres nous aurons alors une surface de 99 m2 occupée par ce bac. 

 

4) Bilans

 

Tableau 9: Bilan des équipements pour l'élimination du chrome

 

Comme nous pouvons le voir dans le tableau 9 , la station de récupération du chrome représente après première approximation, un volume d'équipements de 3 277 m3 soit 908 m2. Si nous prévoyons une marge de génie civil pour la sécurité et la circulation autour des équipements de 200% (arbitrairement), nous atteignons une surface de 2 x 908 = 1 816 m2, soit $\frac {1\ 1816 } {22 000} x 100$ = 8,3 % du terrain réservé à la construction totale de la station de traitement.

Si nous effectuons un bilan complet sur les débits et les flux de chrome de la station d'élimination du chrome, nous obtenons les caractéristiques du tableau 10. Les débits de transfert ont été calculés sur la base d'un remplissage et d'une vidange des équipements d'une heure et demi. 

Cette station permettrait donc, avec nos hypothèses, de récupérer 1 784 kg de chrome par jour, sous un débit de production de 297 m3 par jour. Nous renvoyons vers la station commune un débit moyen de 2 661 md'effluents épurés, à une concentration de 0,04 kg/m3, soit 40 mg/L. Nous ne respectons pas encore la réglementation de rejet c'est pourquoi on envoie ce débit au traitement commun où une grande partie du chrome sera abattue. Il reste à ce stade un flux de rejets en chrome de 94 kg/j.

Au sujet des pompes, nous ne les avons pas dimensionnées dans ce pré-projet. Les résultats des calculs de débits montrent que la pompe P1 permettant d'amener l'effluent chromé vers le réacteur R1 doit être puissante (182 L/s), mais n'est utilisée que pendant 1h30 toutes les 8h, soit 4h30 dans la journée. Une gestion plus recherchée consisterait en la mise en place de plusieurs procédé batchs identiques en parallèle, d'une taille inférieure, pour pouvoir utiliser une pompe moins puissante (et donc moins onéreuse), utilisée à une fréquence plus élevée. Cela faciliterait aussi les opérations de maintenance puisque l'on pourrait faire des travaux sur les équipements d'un batch sans perturber le traitement. 

L'utilisation de plusieurs batchs en parallèle entraîne donc plus de sécurité et de flexibilité dans les opérations, cependant elle multiplie aussi le nombre d'équipements et de tuyaux, et la surface occupée par ceux-ci. Il faudrait donc développer une étude économique pour déterminer le nombre de batchs optimal pour allier efficacité, sécurité et coût. Comme nous ne savons pas quel est le budget consacré à cette étape du traitement total, nous n'avons pas mené d'étude plus poussée et avons conservé l'utilisation d'un seul batch dans l'absolu pour la suite du projet.

 

Tableau 10: Bilan des débits et des concentrations pour l'élimination du chrome

 

Traitement physico-chimique

 

 

Traitement primaire/physico-chimique

 

I. Traitement mécanique

 

Avant le traitement physico-chimique, un pré-traitement mécanique est nécessaire afin d'éliminer la majorité des déchets grossiers grâce à l'utilisation de dégrilleurs et de tamis. Nous n'avons pas dimensionné ces installations mais nous avons quand même essayé de trouver des rendements d'élimination de pollutions. Les particules qui peuvent se retrouver dans les effluents de tanneries rassemblent essentiellement des poils, des morceaux de peaux, des saletés. Suite à nos recherches bibliographiques, nous avons seulement trouvé des rendements d'élimination pour des effluents d'abattoirs. Nous avons alors fait l'hypothèse que ces rendements seraient identiques pour des effluents de tanneries. Le tableau ci-dessous rapporte les données relevées pour les rejets d'abattoirs (Source : Etude des pré-traitements compacts basés uniquement sur le tamisage fin, Ministère de l’Agriculture, de l’Alimentation, de la Pêche et des Affaires rurales, FNDAE n°28) .

 

Type d'effluent (tamis de maille 0,5 à 1mm) Rendement MES (%) Rendement DCO (%)
Abattoirs 50

25

Tableau 11 : Rendements du tamisage sur des effluents d'abattoirs

 

Suite à ce traitement mécanique, nous avons refait un bilan des différentes pollutions afin de nous rendre compte de ce qu'il restait à éliminer.

 

  Concentration initiale (g/L) % d'élimination Concentration après dégrillage (g/L)
DBO 5 jours à 20°C (total) (mg/L) 3,2   3,2
DCO (total) (mg/L) 8,5 25 6,4
Sulfures résiduels (mg/L) 0,013   0,013
Total des Solides (TS) (mg/L) 28,9   26,1
Total des Solides dissous (TSD) (mg/L) 23,3   23,3
Solides en suspension (SS) (mg/L) 5,6 50 2,8
Chlorures (Cl-) (mg/L) 11,3   11,3
Sulfates (SO42-) (mg/L) 3,5   3,5
Chrome total résiduel (Cr) (mg/L) 0,013   0,013

Tableau 12 : Composition des eaux usées après tamisage (en g/L)

 

II. Bassin d'égalisation

 

Après ce premier traitement mécanique, l'ensemble des effluents est mélangé dans un bassin d'égalisation, retenant la totalité des eaux usées qui s’écoulent en une journée, ce qui permet d’obtenir un effluent parfaitement homogénéisé, mais aussi de réguler le débit à une valeur constante et indépendante des écoulements des tanneries. Généralement, afin d'obtenir un mélange homogène et d'éviter les dépôts de matières décantables, il est nécessaire d'assurer un brassage vigoureux  de la masse liquide ainsi qu’une légère aération pour éviter la formation d’odeurs. Cependant, étant donné le débit élevé d'eaux usées que nous traitons, nous avons estimé que le simple écoulement des eaux permettrait un mélange suffisant des différents effluents.

Le débit à la sortie du bassin d'égalisation sera constant et sera fixé en fonction du débit journalier d'effluents de tanneries qui est de $\underline{Q=7140\ m^3/j}$ soit $\underline{Q=0,083\ m^3/s}$.

En ce qui concerne le volume de ce bassin, par sécurité, nous l'avons dimensionné pour qu'il puisse contenir 150% du volume total d'effluents par jour, ce qui donne un volume de $V=150\%\times 7140=\color{red}{10710\ m^3}$.

La forme du bassin d'égalisation a été choisie circulaire pour que le mélange soit le plus efficace possible. La hauteur (profondeur en réalité) a été fixée arbitrairement à 5 mètres, ce qui entraîne une surface de $S=\frac{V}{H}=\frac{10710}{5}=\underline{2142\ m^2}$ et donc un diamètre de $D=\sqrt{(\frac{{4}\times{S}}{\pi})}=\sqrt{(\frac{4\times2142}{\pi})}=\underline{52,2\ m}$.

Le temps de séjour dans le bassin d'égalisation est alors de $t=\frac {V}{Q}=\frac {10710}{\frac{7140}{24}}= \color{red}{36\ h}$.

En pratique, le bassin d'égalisation permet, en plus d'homogénéiser le mélange, de réguler son pH par ajout de chaux ou d'acide sulfurique selon le pH en entrée (mesures régulières sur place) et selon le pH optimal de l'étape suivante de coagulation/floculation. Dans notre travail, nous avons choisi de ne pas calculer le pH réel du mélange des effluents car il s'agirait d'un travail fastidieux et qui ne nous est pas d'un grand interêt pour notre étude. 

 

II. Traitement physico-chimique par coagulation-floculation

 

La coagulation/floculation est un procédé de traitement physico-chimique d’épuration de l’eau, utilisé pour le  traitement d'eaux usées.

Les particules colloïdales ayant un diamètre très faible (les fines) et étant chargées électronégativement (ce qui engendre une répulsion intercolloïdale) ont une vitesse de sédimentation extrêmement faible : c’est à dire que les polluants contenus dans l’eau se repoussent et ne décantent pas naturellement.

La coagulation/floculation permet donc de pallier à ce problème :

  1. l’adjonction de coagulant ainsi qu’une agitation rapide du volume à traiter, suppriment les répulsions intercolloïdales et permet aux colloïdes de se rencontrer. C’est la coagulation.
  2. l’adjonction de floculant ainsi qu’une agitation lente du volume à traiter, provoquent l’agglomération des colloïdes se transformant dès lors en une masse suffisante appelé “floc” permettant la sédimentation  nécessaire pour le traitement. C’est la floculation.

Le schéma global du traitement primaire qui met en jeu le procédé de coagulation/floculation et qui est suivi par une étape de décantation ou clarification est le suivant :

 

Figure 17 : Schéma représentatif du traitement primaire des eaux, composé des étapes de coagulation, floculation et de sédimentation (Source : Coagulation-floculation, http://www.drinking-water.org/html/fr/Treatment/Coagulation-Flocculation.html)

 

Plusieurs coagulants sont utilisables pour le traitement des effluents de tanneries. Parmi eux, nous pouvons citer certains coagulants inorganiques souvent utilisés dans le traitement des eaux :

  • le sulfate d'aluminium Al2(SO4)3, 14 H2O
  • le sulfate de fer FeSO4, 7H2O
  • le chlorure de fer FeCl3
  • la chaux ou hydroxyde de calcium Ca(OH)2

Sachant que les flocs sont des précipités d'hydroxydes de métaux, leur formation et leur stabilité dépendent donc du pH. Pour connaître le pH optimal pour un coagulant particulier, il est nécessaire de regarder le diagramme de solubilité des hydroxydes métalliques correpondant. Par exemple, pour le sulfate d'aluminium, il faut se réferrer au domaine d'existence de l'hydroxyde métallique Al(OH)3 en fonction du pH et de la concentration en aluminium.

Cliquer sur le diagramme pour l'afficher en taille réelle

Figure 18 : Diagramme de solubilité de l'hydroxyde d'aluminium (log C en fonction du pH)

(SourceSigg, L., Behra, Ph., Stumm, W., 2014. Chimie des milieux aquatiques. 5ème édition, Dunod, Paris, Figure 10.1, p. 331)

 

D'après le diagramme ci-dessus, on peut déduire que le pH optimal pour le sulfate d'aluminium est d'environ 6,5-7. En effet, pour la coagulation on doit se trouver dans le domaine d'existence en "V" de l'hydroxyde du métal pour que le phénomène soit optimisé.

Dans notre cas, nous avons choisi une association coagulant-floculant, avec comme coagulant le sulfate d'aluminium et comme floculant un polyélectrolyte organique anionique.

 

1) Dimensionnement du bassin de coagulation :

 

Rappelons que la coagulation représente l’ensemble des mécanismes de déstabilisation d’une dispersion colloïdale menant à l’agglomération de ces particules sous forme de micro-flocs et des mécanismes de précipitation des substances dissoutes.

 

  • Détermination de la quantité de coagulant à ajouter :

Dans la majorité des cas, la quantité de coagulant à ajouter dépend de la quantité de matières en suspension (MES) à l'entrée. Généralement, on estime un rapport de 1 à 10% entre le coagulant et la quantité de MES. Nous avons choisi de fixer arbitrairement un rapport de 10% , c'est-à-dire qu'il faut ajouter 0,1 mg d'alun/mg MES.

Remarque : En pratique, des essais en Jar-tests sont réalisés afin de simuler les processus de coagulation/floculation et de déterminer les conditions optimales en terme de pH et de dosage du coagulant et du floculant.

Le débit journalier de matières en suspension est :

$$Q_{MES}=[MES]_{après\ dégrillage} \times V_{effluents\ par\ jour}=2800 \times 7140000 \ 10^{-9} =19,9\ tonnes\ de\ MES/j$$

soit $$Q_{MES}=230\ g_{MES}/s$$.

Donc le débit d'ajout du coagulant est :

$$Q_{massique\ coag}=Q_{MES} \times 0,1=\color{red} {23,0\ g/s}$$.

Or le coagulant sera ajouté en solution. Nous avons choisi de préparer une solution mère de coagulant de concentration 50 g/L (solubilité de 114 g/L dans l'eau à 20°C). Le débit d'ajout de cette solution sera alors :

$$Q_{vol\ coag}=\frac {Q_{massique\ coag}}{C_{solution\ mère}}= \frac {23}{50}= \color{red}{0,46\ L/s}$$.

Pour la conservation et la préparation de la solution mère, nous avons choisi une conservation de 24h pour éviter d'avoir une cuve trop grande. Le volume journalier de solution à préparer est donc de $V_{solution\ coagulant}=Q_{vol\ coag}\times 10^{-3} \times 24 \times 3600= \color{red} {39,8\ m^3}$. Pour ce bassin, nous avons défini une hauteur arbitraire de 3 m, ce qui donne une surface de bassin de $\underline {S=13,3\ m^2}$ et un diamètre de $\underline {D=4,1\ m}$.

La masse de coagulant à diluer chaque jour dans le bassin de préparation est :

$$m_{coag\ à\ dissoudre}=C_{solution\ mère} \times V_{solution\ mère}=50 \times 39,8 \times 10^{-3} \approx \color{red} {2\ tonnes/j}$$.

Or, le prix d'une tonne de sulfate d'aluminium industriel est de 150 \$/tonne, donc la station de traitement dépensera par jour :

$$coût=prix\ à\ la\ tonne \times masse\ coagulant\ à\ utiliser\ par\ jour=2 \times 150 \approx \color{red} {200\ \$/j}$$

soit environ $\color{red} {14\ \$/j/tannerie}$.

 

  • Détermination  du volume de bassin de coagulation :

Pour le dimensionnement du bassin de coagulation, nous avons imposé un temps de séjour dans le bassin de 5 min, ce qui nous a ensuite permis de calculer le volume nécessaire pour ce bassin. Il en découle en effet :

$$V_{bassin\ coagulation}=Q_{entrée} \times temps\ de\ séjour=0,083 \times 5 \times 60 \approx \color{red} {25\ m^3}$$.

Nous avons choisi pour le traitement physico-chimique de placer les deux bassins de coagulation et de floculation en série, ce seront des bassins de forme rectangulaire, de profondeur 5 mètres. Généralement le ratio profondeur:largeur est 2:1, donc on peut estimer que le bassin de coagulation aura pour largeur 2,5 m, et étant donné que la surface est de 5 m2 ($\frac {25}{5}$), la longueur est de 2 m.

Le débit des eaux à la sortie du bassin de coagulation est :

$$Q_{sortie\ coagulation}=Q_{entrée\ eaux}+Q_{entrée\ coagulant}= 0,083 + 0,46.10^{-3} \approx \color{red} {0,083\ m^3/s}$$. 

La plupart du temps pendant cette opération, la masse liquide est maintenue en agitation par un agitateur vertical de vitesse variable entre 250 et 1.500 rpm à travers un contrôleur de fréquence installé dans le tableau électrique. Dans notre cas, nous avons préféré assuré le mélange à l'aide de chicanes pour créer des tourbillons et éviter une consommation énergétique supplémentaire. (cf. Schéma représentant la succession des unités de traitement des effluents)

 

2) Dimensionnement du bassin de floculation :

 

Comme expliqué plus tôt, la floculation représente l’ensemble des mécanismes de transport des particules déstabilisées menant à la collision et à l’agrégation de ces dernières.

 

  • Détermination de la quantité de floculant à ajouter :

D'après les résultats obtenus par Sajjad Haydar et Javed Anwar Aziz (Source : Coagulation–flocculation studies of tannery wastewater using combination of alum with cationic and anionic polymers, Journal of Hazardous Materials 168 (2009) 1035–1040), nous avons choisi d'utiliser comme floculant un polyélectrolyte1 organique anionique, et plus précisément un polyacrylamide2 linéaire avec un copolymère d'acrylate (cf. motif ci-dessous).

1 Un polyélectrolyte est un polymère ionique comportant un grand nombre de sites ioniques et ayant une continuité des régions d’interactions ioniques. Une fois dissous dans un solvant polaire comme l'eau, le polymère se dissocie, et apparaissent des charges sur son squelette et des contre-ions en solution. (Source : Wikipedia)

2 Le polyacrylamide est un polymère (-CH2-CH(-CONH2)-) formé à partir d'acrylamide. (Source : Wikipedia)

 

Figure 19 : Motif d'un copolymère linéaire acrylamide-acrylate (Source : Hubert Cabana, Chapitre 3 : La coagulation, la floculation et l'agitation, Conception : usine de traitement des eaux potables, 2011)

 

En ce qui concerne la dose de floculant, nous nous sommes basées sur la dose utilisée par Sajjad Haydar et Javed Anwar Aziz qui est de 5 mg de floculant pour 350 mg de matières en suspension en entrée, ce qui correspond à une dose de 0,0143 mg de polymère/mg de MES.

Sachant que le débit massique de matières en suspension est de 230 g/s, on peut calculer le débit massique d'ajout du polymère :

$$Q_{massique\ ajout\ polym}=Q_{massique\ MES} \times dose=230 \times 0,0143=\color{red} {3,3\ g/s}$$.

Comme pour le coagulant, nous ajoutons le polymère en solution. Cette solution mère sera également à 50 g/L. Donc le débit volumique d'ajout du floculant est :

$$Q_{vol\ ajout\ floculant}=\frac {Q_{massique\ ajout\ polym}}{C_{solution\ mère\ floculant}}= \frac {3,3}{50}= \color{red} {0,066\ L/s}$$.

Là encore, on choisit de préparer la solution de floculant pour une conservation de 24h. On peut ainsi calculer le volume de la cuve de préparation de cette solution :

$$V_{solution\ floculant}=Q_{vol\ ajout\ floculant} \times temps\ de\ séjour=0,066 \times 24 \times 3600 \times 10^{-3}=\color{red} {5,7\ m^3}$$.

On fixe pour cette cuve une hauteur de 3m, ce qui conduit à une surface de 1,9 m2 et un diamètre de bassin de 1,55m.

La masse de floculant à diluer chaque jour pour préparer la solution avant de l'ajouter en continu dans le bassin de floculation est donc de :

$$m_{polymère\ à\ dissoudre}=C_{solution\ mère\ floculant} \times V_{solution\ floculant}=50 \times 5,7 \times 10^{-3} \approx \color{red} {0,28\ tonnes/j}$$.

Or le prix d'une tonne de floculant est de 1300 \$/tonne, donc la station de traitement dépensera par jour :

$$coût=prix\ à\ la\ tonne \times masse\ polymère\ à\ utiliser\ par\ jour=0,28 \times 1300 \approx \color{red} {370\ \$/j}$$

soit environ $\color{red} {17\ \$/j/tannerie}$.

 

  • Détermination  du volume de bassin de floculation :

Pour le dimensionnement du bassin de floculation, nous avons imposé un temps de séjour dans le bassin de 20 min (Source : U.N.I.DO., Introduction to treatment of tannery effluents, Vienne, 2011), ce qui nous a ensuite permis de calculer le volume nécessaire pour ce bassin. Il en découle en effet :

$$V_{bassin\ floculation}=Q_{entrée} \times temps\ de\ séjour=0,083 \times 20 \times 60 \approx \color{red} {100\ m^3}$$.

Comme expliqué précédemment, le bassin de floculation est un bassin rectangulaire et sa profondeur a été fixé à 5 mètres. Généralement le ratio profondeur:largeur est 2:1, donc on peut estimer que le bassin de coagulation aura pour largeur 2,5 m, et la surface étant de 20 m2, la longueur sera de 8 m. En pratique, il y a souvent plusieurs bassins de floculation en série pour permettre aux flocs de s'agglomérer.

Le débit des eaux à la sortie du bassin de coagulation est :

$$Q_{sortie\ floculation}=Q_{entrée\ eaux}+Q_{entrée\ floculant}=0,83 + 0,066.10^{-3} \approx \color{red} {0,083\ m^3/s}$$.

La plupart du temps pendant cette opération, la masse liquide est maintenue en agitation par un agitateur vertical ou horizontal à travers un contrôleur de fréquence installé dans le tableau électrique ou par la mise en place de chicanes comme pour le bassin de coagulation. Dans notre cas, nous avons estimé que le débit du fluide entraînerait une agitation suffisante pour l'agglomération des flocs.

 

III. Décantation primaire

 

Grâce à l'ajout de {coagulant+floculant}, les matières en suspension ont pu s'agglomérer pour former des flocs plus denses qui décanteront donc plus rapidement. Ainsi, l'étape suivante repose sur le principe de décantation et permet une séparation des matières solides sous l'effet de la pesanteur. Le but d'un décanteur est donc de permettre aux flocs de sédimenter au fond d'un bassin pour les éliminer des eaux. On récupère alors au fond des boues primaires qui seront traitées par la suite.

Pour cette étape, nous avons choisi d'utiliser un décanteur circulaire. Un décanteur conique aurait été plus efficace mais dans un but de simplification, nous avons ici dimensionner un décanteur circulaire.

 

  • Dimensionnement du bassin de décantation :

Pour déterminer la surface nécessaire du décanteur, nous avons besoin de deux données : le débit en entrée du décanteur ainsi que la charge hydraulique superficielle limite exprimée en m3/m2.j.  Dans notre cas, nous avons un débit QE=0,083 m3/s et dans la littérature, nous avons pu trouver une valeur de charge hydraulique que nous allons fixer à 30 m3/m2.j (Sources : Metcalf & Eddy, , Wastewater Engineering, Treatment and Reuse, Fourth Edn, McGraw Hill Education, 2003 et Performance Evaluation of Common Effluent Treatment Plant for Tanneries at Pallavaram CETP, 2006).

Ainsi, la surface requise pour la décantation se calcule à partir de la relation suivante :

$$S_{bassin\ décantation}= \frac {Q_E}{OR}= \frac {3600 \times 24 \times 0,083}{30} \approx \color{red} {240\ m^2}$$

avec OR : Overflow Rate (= Charge hydraulique) en m3/m2.j et QE : débit d'effluents à l'entrée en m3/j

A partir de cette surface requise, nous avons pu calculer le diamètre du bassin de décantation :

$$D=\sqrt{(\frac{{4}\times{S_{bassin\ décantation}}}{\pi})}=\sqrt{(\frac{4\times 240}{\pi})}=\color{red}{17,5\ m}$$

Pour calculer le volume du décanteur, nous fixons une hauteur de décanteur de 4 mètres. D'où : $$V_{décanteur}=S_{bassin\ décantation}\times hauteur\ bassin\ décantation= 240\times 4 \approx \color{red} {960\ m^3}$$

Le temps de séjour des eaux dans le décanteur est donc :

$$temps\ de\ séjour_{décantation}=\frac {V_{décanteur}}{Q_E}=\frac {960}{0,083 \times 60 } \approx \color{red} {3,2\ h} $$

Il est également possible de déterminer le débit de débordement (WLR : Weir Loading Rate en anglais) à partir de la longueur de déversoir. On estime que le débordement de l'eau clarifiée se fera sur la circonférence du décanteur (l'eau à l'entrée arrivera par le centre du décanteur), la longueur de déversoir correspond donc au périmètre du bassin soit :

$$Weir\ Length = \pi \times D_{décanteur}= \pi \times 17,5 \approx 55\ m$$

Le débit de débordement se calcule donc à partir de ce périmètre et du débit d'entrée d'eaux usées selon la relation suivante :

$$WLR= \frac {Q_E}{Weir\ Length}= \frac {0,083 \times 3600 \times 24}{55}= \color{red} {131\ m^3/m.j}$$

Nous avons alors contrôlé cette valeur avec la gamme indiquée dans l'ouvrage Wastewater Engineering, Treatment and Reuse de Metcalf & Eddy (p.398). La gamme  autorisée étant de 125-500 m3/m.j, le débit de débordement que l'on obtiendrait avec un décanteur ainsi dimensionné est donc correct.

 

Une fois le décanteur dimensionné, il est nécessaire de calculer la production de boues qui découle de cette décantation primaire, pour connaître le débit de la phase liquide à la sortie ainsi que les concentrations en polluants dans les deux phases.

 

  • Détermination de la production de boues primaires :

Pour calculer le débit de boues primaires, nous allons faire un bilan massique sur le décanteur d'après le schéma suivant :

 

Cliquer sur le schéma pour l'afficher en taille réelle

Figure 20 : Bilan sur le décanteur primaire (Schéma réalisé avec LucidChart)

 

Donc on peut écrire :

$$Q_E \times [MES]_E=Q_B \times [MES]_B + Q_S \times [MES]_S$$

On connaît : $$Q_E \times [MES]_E = 0,083.10^{3} \times 2786.10^{-3}=232\ g/s$$

On sait d'après les données trouvées dans la littérature (Source : U.N.I.D.O., Introduction to treatment of tannery effluents, Vienne, 2011) que le traitement physico-chimique par coagulation-floculation permet d'éliminer 90% des matières en suspension.

On peut donc calculer : $$Q_B \times [MES]_B=0,9 \times Q_E \times [MES]_E = 0,9 \times 232 = 209\ g/s$$

Or, le pourcentage de matières sèches contenu dans les boues est de 5% (Sources : U.N.I.D.O., Introduction to treatment of tannery effluents, Vienne, 2011 et Metcalf & Eddy, , Wastewater Engineering, Treatment and Reuse, Fourth Edn, McGraw Hill Education, 2003), donc on peut en déduire que $[MES]_B \approx 50\ g/L$.

Ainsi $$Q_B= \frac {209}{50} = 4,17\ L/s$$ soit $$Q_B \approx \color{red} {360\ m3/j}$$

Or $Q_E=Q_B+Q_S$ donc on peut calculer $Q_S$ :

$$Q_S=Q_E-Q_B=7185-360=6825\ m^3/j$$ soit $$Q_S= \color{red} {79\ L/s}$$

A partir de là, on peut calculer la concentration en matières en suspension dans le surnageant qui est de :

$$[MES]_S=\frac {0,1 \times Q_E \times [MES]_E}{Q_S} \approx 293\ mg/L$$

 

Nous pouvons ensuite faire le bilan des caractéristiques des boues et du surnageant en terme de concentrations en polluants, afin de connaître les quantités de pollutions qu'il reste à traiter.

 

Cliquer sur le tableau pour l'afficher en taille réelle

Tableau 13 : Bilan des caractéristiques des boues primaires et des effluents à la sortie du décanteur primaire

 

Remarque : Les pourcentages d'élimination des différents polluants ont été relevés dans différentes publications (Sources : U.N.I.D.O., Introduction to treatment of tannery effluents, Vienne, 2011. et  Z. Song, C.J. Williams, R.G.J. Edyvean, Treatment of tannery wastewater by chemical coagulation), en pratique il serait bien évidemment nécessaire d'analyser les rendements réels des polluants en fonction du dosage du coagulant et du floculant et du pH du mélange.

 

Traitement biologique secondaire

 

Traitement secondaire/biologique

 

Après les traitements primaires des effluents de tanneries, il est nécessaire de mettre en place des traitements secondaires biologiques qui permettent d'abattre spécifiquement la DBO et la DCO.  De manière générale, ces traitements permettent une élimination de 70 à 90 % de la DBO et de plus de 75 % de la DCO (Source : cours de Nicolas Bernet Supagro)​.

Des bactéries ingèrent alors les matières organiques des effluents et les oxydent par respiration en milieu aérobie. Outre ces matières organiques, les composés azotés peuvent aussi être éliminés par nitrification si l'on travaille en conditions anoxiques. Cependant, nos effluents ne contiennent pas de quantités importantes de composés azotés et aucune norme en sortie de station n'est exigée pour ces composés. Nous nous limiterons donc à l'élimination de la DBO et de la DCO en milieu aérobie.

Le traitement secondaire biologique est une méthode bien connue et donc usuelle à mettre en oeuvre, ce qui est idéal pour notre station de traitement. Les zones humides n'étant pas adaptées à notre surface limitée, il faut alors se tourner vers des procédés à lits bactériens, qui sont des cultures fixes, ou à boues activées (cultures libres). Ces dernières permettent de traiter des effluents à forte charge, sont moins dépendantes de la température et plus efficaces que les lits bactériens.  Nous choisissons un traitement secondaire biologique basée sur les boues activées pour notre station de traitement.

Ce procédé se compose d'un bassin d'aération où se développent librement des bactéries se nourrissant de matières organiques contenues dans les effluents. Ce bassin est aéré pour permettre la respiration des souches, nécessaire à la dégradation aérobie de la pollution organique. Les bactéries sont donc en contact permanent avec le dioxygène de l'air injecté et avec les effluents. A la suite de ce bassin, est placé un clarificateur qui permet la décantation des boues générées. Une grande partie de ces boues est recyclée dans le premier bassin pour maintenir une concentration constante en bactéries et une autre partie est extraite pour éviter une concentration trop importante de boues dans le bassin d'aération. Les boues purgées peuvent être valorisées ultérieurement (cf Traitement des boues).

 

          

Figure 21 : Procédé de traitement biologique secondaire (Source: réalisation personnelle à l'aide du logiciel  en ligne Lucidchart)

 

La norme de rejet à respecter dans le cas de la restauration du Riachuelo est de 250 mg/L de DBO et de 500 mg/L de DCO. Ainsi, nous devons dimensionner le bassin d'aération et le décanteur en fonction de cet objectif à atteindre. Dans un premier temps, nous allons rassembler les données utiles puis nous dimensionnerons ces éléments.

 

I. Caractéristiques des effluents à traiter et premières données

 

La DBO et la DCO étant reliées, nous avons choisi de travailler avec la DCO pour nos calculs de dimensionnement. Sont présentées ci-dessous les notations utilisées dans la figure 21 et que nous allons conserver dans la suite du chapitre.

Q, Qs, Qr, Qp : respectivement les débits d'entrée, de sortie, de recyclage et de purge des boues 

Se, S : respectivement la DCO entrante et la DCO en sortie de traitement

X, Xp, Xs : respectivement les concentrations en biomasse dans le bassin d'aération, dans les boues générées et dans l'eau épurée

On considère que l'eau épurée ne contient aucune biomasse donc $ Xs=0 $.

Le volume maximum d'effluents à traiter par jour est de 6825 m3. Cela correspond donc à un débit d'entrée Q=285 m3/h.

D'après les caractéristiques de nos effluents, nous avons Se= 3330 mg/L. Nous voulons aboutir à une DCO finale de 500 mg/L, ce qui correspond à un rendement de traitement de 87 %. Ce chiffre est donc tout à fait atteignable par le procédé de boues activées, comme nous l'avons vu précédemment. Nous allons donc considérer $ S=500 mg/L$. A noter que nous avons dans nos effluents des matières en suspension à teneur de 293 mg/L.

Les bactéries utilisées pour l'oxydation ont pour formule moyenne $ C_5H_7 NO_2 $Elles vont oxyder la matière organique de formule générale $ C_6H_{14}O_2N $. 

Plusieurs réactions ont lieu dans notre bassin : l'oxydation de la matière organique, la croissance des bactéries et leur respiration. Nous avons donc la somme de réactions suivantes qui se produit : 

$$ 2 C_6H_{14}O_2N + 15,5 O_2 \rightarrow 11 H_2O + 12 CO_2 + 2 NH_3 $$

$$ C_6H_{14}O_2N + 0,2 NH_3 + 1,75 O_2 \rightarrow 1,2 C_5H_7NO_2 +3,1 H_2O $$

$$ C_5H_7NO_2 + 5 O_2 \rightarrow 5 CO_2 + 2 H_2O + NH_3 $$

 

Nous avons choisi de fixer différents paramètres pour le dimensionnement du bassin :

  • L'âge des boues $\theta$ est fixé à 3 jours car nous sommes dans le cas d'un effluent à forte charge ayant une DBO de 1,7 kgDBO/L (l'âge des boues ne doit alors pas dépasser 4 jours pour éviter une anoxie du milieu). (Source : Cours de Nicolas Bernet,INRA Montpellier "Traitement biologique des eaux usées, 1.Traitement du carbone)
  • Le taux de décès des micro-organismes est fixé à $Kd=0,06j^{-1} $ (Source : Yolaine Bessière, Traitement des eaux, 2013)
  • Le rendement de conversion est estimé à $ Yh=0,45 gMVS/gDCO $ (Source : Idem)
  • Nous avons choisi de fixer la biomasse du réacteur à $ X=3500 mgMVS/L $ 
  • Nous estimons le rapport $\frac{DCO}{MVS}=1,42 $ (Source : Metcalf & Eddy Wastewater engineering Treatment and Reuse,  International Edition, 2004)

 

II. Calcul du volume du bassin d'aération

 

Pour un bon fonctionnement du traitement biologique, il faut que la concentration en biomasse X reste constante. Il faut donc déterminer un temps de séjour hydraulique, noté $ t_h $, fonction des concentrations en polluants, de l'âge des boues et du taux de décès. Ce taux correspond à la durée nécessaire de contact entre la biomasse et les effluents pour une bonne élimination de la matière organique. Il est défini par $t_h=\frac{V}{Q} $. Or, nous savons qu'il est possible d'écrire : 

$$ \frac{1}{\theta}=\frac{(Yh \times Q \times (Se-S))}{(V \times X)} - Kd $$

Ainsi, en remplaçant V par $ t_h \times Q $ dans cette formule, et après simplification de Q, nous obtenons : 

$$ X=\frac {Yh\times(Se-S)}{(\frac{1}{\theta}+Kd)\times t_h} $$

On peut alors isoler $\theta $ en fonction des autres paramètres connus et calculer le temps de séjour hydraulique. Après calculs, nous obtenons alors : $t_h=0,93 j$. Ce temps de séjour nous permet d'accéder au volume du bassin nécessaire à la dégradation de la DCO puisque $ t_h=\frac{V}{Q} $. On obtient donc V= 6347 m3

Nous choisissons encore une fois un bassin circulaire pour favoriser un bon mélange des bactéries et une bonne aération. La hauteur du bassin est fixée à 4 m. Cela nous conduit donc à une surface de bassin de $\frac{V}{4}=1587 m^2 $. Nous pouvons alors en déduire le diamètre par la formule : $D=\sqrt{(\frac{{4}\times{1587}}{\pi})}=45 m $

 

III. Calcul de la production journalière de biomasse

 

La biomasse placée dans le bassin d'aération croît de façon quotidienne. Il faut donc estimer quelle est la production journalière en biomasse pour estimer le débit de purge nécessaire au bon fonctionnement du traitement secondaire.

On note :

-$Y_{obs}$ : rendement de production de biomasse dans un procédé soit le rapport de la quantité de boue purgée sur la quantité de pollution éliminée. 

Nous avons donc : $ Y_{obs} = \frac{Qp \times Xp}{Q \times (Se-S)} $. Nous pouvons également écrire $Y_{obs}=\frac{Yh}{1+ \theta \times Kd} $. A l'aide de cette dernière formule, nous pouvons donc en déduire que $ Y_{obs}=0,38 gMVS/gDCO $.

Nous savons que la production de boue quotidienne $P_x$ peut s'écrire $P_x=Qp \times Xp $ d'ou $P_x=Y_{obs} \times (Q \times (Se-S)) $. Nous obtenons alors Px= 7410 kg/j. 

A noter que l'on peut faire varier la quantité de biomasse X introduite dans le bassin pour diminuer la taille du réacteur. Cependant, il peut alors y avoir des fuites de matières en suspension en sortie du décanteur ce qui nous empêcherait de répondre à la norme demandée. 

 

IV. Calcul de la concentration de boues extraites 

 

Nous pouvons écrire un bilan massique sur notre traitement secondaire: 

$$ (Q+Qr) \times X = (Qr \times Xp) + (Qp \times Xp) + (Qs \times Xs)$$ 

Or, dans l'eau épurée nous pouvons considérer qu'il n'y a pas de biomasse, donc $Xs=0$. L'équation précédente donne donc :

$$ (Q + Qr) \times X = (Qr+Qp) \times Xp $$

On considère généralement que Qp est négligeable (Source : Metcalf & Eddy, Wastewater Engineering, Treatment and Reuse, Fourth Edn, McGraw Hill Education, 2003). On obtient alors comme équation :

$$ (Q+Qr) \times X = Qr \times Xp $$

Nous cherchons à calculer Xp. Nous choisissons d'appliquer un ratio de recyclage des boues de 90 %. Ce ratio vaut $R=\frac{Qr}{Q}=\frac{X}{(Xp-X)}=0,9 $. En développant cette formule, nous obtenons alors $Xp=2,1 \times X=7350 mg/L $.

Nous avons donc : 

$$ Q \times X = Qr \times (Xp-X) $$

D'où :

$$ Qr=\frac{ (Q \times X)}{(Xp-X)}= 6205 m^3/j $$

Par ailleurs, nous savons que $Qp=\frac{Px}{Xp} $. Nous pouvons alors en déduire que $Qp=1008 m^3/j$.

Nous purgeons donc 42 m3 de boues par heure, boues qui pourront être valorisées ultérieurement. Ainsi, nous obtenons un débit de sortie d'eau épurée de $Qs=Q-Qp=6825-1007,6=5817 m^3/j$, ce qui correspond au ratio de recyclage des boues de 90 %. 

 

V. Calcul du volume de dioxygène nécessaire à l'oxydation

 

Pour que l'oxydation se déroule correctement, il faut apporter suffisamment de dioxygène via des insufflateurs d'air.

Nous devons apporter une quantité de dioxygène de : $ D_{O_2}= Q \times (Se-S) - Px $. Nous devons multiplier Px par le facteur 1,42 établi dans les données. On obtient donc $ D_{O_2}= 8903 kg/j $.  Cela représente donc un besoin horaire de 371 kg. Cependant, pour réaliser des économies, on insuffle de l'air et non directement du dioxygène. Il y a 21% de dioxygène dans l'air, et nous savons que $V_m$=22,4 L/mol et M=32 g/mol. 1 m3 d'air apporte  donc $ \frac {1000}{22,4} \times 32 \times 0,21=286 g_{O_2}/m^3 $. Il nous faut donc apporter un volume d'air $ V=\frac{371 \times 1000}{286}=1299 m^3/h $.

 

VI. Dimensionnement du décanteur

 

Nous choisissons un clarificateur de type circulaire. L'eau épurée est donc évacuée par surverse et les boues sont récupérées par un racleur qui les dirige vers le puits d'évacuation. 

Il s'agit donc de déterminer la surface de ce décanteur. Celle-ci est fonction de la vitesse ascensionnelle de l'eau épurée et du débit d'eau entrant. Le débit entrant correspond au débit cité précédemment de 285 m3/h. La vitesse ascensionnelle doit être comprise entre 24 et 32 m/j (Source : Metcalf & Eddy, G. Tchobanoglous, F. L. Burton and H. D. Stensel, Wastewater Engineering, Treatment and Reuse, Fourth Edn, McGraw Hill Education, 2003) . Nous choisissons donc $v_a= \frac{28}{24}= 1,2 m/h $ Nous obtenons alors une surface $S= \frac{Q}{V}={285}{1,2}= 238 m^2 $. Ceci correspond donc à un diamètre $ D=\sqrt {(\frac{{4}\times{238}}{\pi})}=17 m $

Suite au dimensionnement de l'unité de traitement secondaire, nous pouvons produire le tableau suivant, présentant les concentrations en g/L des polluants dans l'eau épurée, avant traitement tertiaire. Nous constatons que notre objectif d'élimination des sulfures et du chrome est atteint car nous avons des concentrations nulles en sortie de traitement secondaire. 

 

Concentration initiale (mg/L)

Débit massique (g/j) Elimination (%) Débit massique eau épurée (g/j)

Concentration eau épurée (g/L)

DBO

1673 11,4.106 95 5,7.105 0,1
DCO 3347 22,8.106 85 3,4.106 0,47
Sulfures 14,3 9,8.104 99 976 0,0002
Total des solides (TS) 15000 10,2.107 50 10,2.107 17,3
Total des solides dissous (TSD) 14700 10,1.107 nulle 10,1.107 17,2
Matières en suspension 293 2.106 95 9,9.104

0,02

Chlorures 11900 81,2.106 nulle 81,2.106 14
Sulfates 3700 25,2.106 nulle 25,2.106 4,4
Chrome 8,2 5,6.104 99,5 280 0,0002

Tableau 14 : Bilan des caractéristiques des effluents en sortie de traitement secondaire

 

Traitement tertiaire (facultatif)

 

Traitement tertiaire

 

Au vu des résultats théoriques obtenus à la sortie du bassin aérobie, il semblerait qu'il ne soit pas nécessaire d'envoyer les eaux usées dans des bassins de traitement tertaire (ozonation, charbon actif, oxydation chimique...). Néanmoins nous avions envisagé au départ un traitement tertiaire par lagunage comme solution supplémentaire et qui pourrait servir de sécurité si jamais les étapes précédentes n'ont pas permis d'atteindre les normes de rejets imposées en Argentine. 

De plus, notre station de traitement se trouve dans un pays en développement où habituellement, la maintenance des machines et des équipements est rare, ce qui entraîne des pannes fréquentes. Ainsi l'application de systèmes de traitement naturels spécifiques aux effluents de tanneries, notamment le lagunage grâce à des roselières,  semble être une solution particulièrement intéressante pour ces pays. Il a été également montré dans des études que ce traitement présenterait des rendements supérieurs aux techniques usuelles de traitement tertiaire (ozonation par exemple).

Remarque : Nous avons lu dans la littérature que le lagunage pourrait également remplacer le traitement secondaire. Dans ce cas là, il serait intéressant de dimensionner la superficie nécessaire pour cette technique et son intérêt évident par rapport à un traitement biologique usuel (coût, efficacité, possibilité d'élimination des sulfures et du chrome résiduels...).

 

 

I. Description du traitement par lagunage

 

Le traitement par lagunage est constitué d'une série de bassins artificiels, ou étangs, dans lesquels les eaux sont déversées, et passent successivement et naturellement d'un bassin à l'autre par gravitation, pendant un long temps de séjour. Différents assemblages de ces bassins sont possibles en fonction de divers paramètres, tels que les conditions locales, les exigences sur la qualité de l'effluent final et le débit à traiter. Ces bassins fonctionnent comme des écosystèmes avec des relations de symbiose entre les différentes populations composés de bactéries, de champignons, de protozoaires, de métazoaires, d'algues, de poissons, de plantes etc. Ces différents organismes interviennent pour éliminer la charge polluante contenue dans l'eau usée.

De façon générale, le mécanisme sur lequel repose le lagunage est la photosynthèse. La tranche d'eau supérieure des bassins est exposée à la lumière. Ceci permet l'existence d'algues qui produisent l'oxygène nécessaire au développement et au maintien des bactéries aérobies. Ces bactéries sont responsables de la dégradation de la matière organique. Le gaz carbonique formé par les bactéries, ainsi que les sels minéraux contenus dans les eaux usées, permettent aux algues de se multiplier. Il y a ainsi prolifération de deux populations interdépendantes : les bactéries et les algues planctoniques, également dénommées "plantes microphytes". Ce cycle s'auto-entretient tant que le système reçoit de l'énergie solaire et de la matière organique. Au fond du bassin, où la lumière ne pénètre pas,  ce sont des bactéries anaérobies qui dégradent les sédiments issus de la décantation de la matière organique. Un dégagement de gaz carbonique et de méthane se produit à ce niveau. L'épuration des eaux dans un système de lagunage résulte donc d'une combinaison complexe de processus physico-chimiques et biologiques, qui sont influencés par les conditions météorologiques, le type et la configuration des bassins, et la conception du système.

(Source : Fiche technique : Traitement des eaux usées par lagunage, Bureau de l'UNESCO à Rabat)

 

Cliquer sur l'image pour l'afficher en taille réelle

Figure 22 : Schéma du système de lagunage par écoulement horizontal (section)

 

 II. Choix de la plante et dimensionnement des bassins de lagunage

 

D'après les études que l'O.N.U.DI a mené (Reed beds for the treatment of tannery effluent, 2001), après avoir testé différentes espèces de plantes et en observant divers paramètres tels que le taux de décès, leur croissance et leur propagation, ils ont pu sélectionner une espèce de plante résistante aux effluents de tanneries et qui permette d'éliminer les pollutions résiduelles comme la DCO et la DBO par exemple. Il s'agit de l'espèce Typha angustifolia.

 

Figure 23 : Typha Angustifolia

 

Les bassins de lagunage auront pour but de traiter en continu les effluents de tanneries avant leur rejet final dans la rivière Riachuelo. 

 

  • Dimensionnement des bassins

 

  • Calcul de la surface des lagunes :

Pour dimensionner les lagunes, nous utilisons la formule de Kickuth :

 

$$\color{red} {S_{\ Lagunes}=\frac {Q_E \times ({ln\ c_e\ -\ ln\ c_s})}{K_{BOD}}}$$

 

avec S : superficie du lit de lagunage (m2), Q : débit entrant (m3/j), ce : concentration en DBO à l'entrée, cs : concentration en DBO à la sortie, KBOD : constante de vitesse (m/j)

On connait la concentration en DBO à l'entrée : $c_e=98\ mg/L$, le débit qui entre dans les lagunes : $Q_e=5817\ m^3/j$.

D'après les travaux de l'O.N.U.D.I, nous avons une idée de l'efficacité du lagunage en termes de rendement d'élimination des pollutions pour un temps de séjour de 3 jours : ce traitement permettrait d'éliminer environ 50 % de la DBO et 40% de la DCO.

Pour des concentrations initiales en DBO et DCO de 98 et 585 mg/L respectivement, à la sortie le lagunage, ces concentrations seraient alors de 49 et 351 mg/L. Donc on connaît $c_s=49\ mg/L$.

La constante de vitesse KBOD (m/j) se calcule à partir de la relation : $K_{BOD}=K_T.d.n$ avec $K_T=K_{20}.(1,06)^{(T-20)}$ (K20 étant la constante de vitesse à 20 °C exprimée en j-1 et T la température du système (exprimée en °C), d est la hauteur d'eau dans les lagunes (exprimée en m) et n est la porosité du substrat (%). Dans l'ouvrage de l'U.N.I.D.O., nous avons accès à la valeur de K20 qui est de 1,35. Nous faisons l'hypothèse que la température moyenne à Buenos Aires est de 20°C, donc nous pouvons calculer KBOD directement à partir de K20. En ce qui concerne la porosité du substrat, celle-ci est estimée à 0,40. La hauteur d'eau dans les lagunes a été fixée au départ à 0,50 m (Source : United Nations Human Settlements Programme, Constructed Wetlands Manual, UN-HABITAT Water for Asian Cities Programme Nepal, Kathmandu, 2008.)

Donc $$K_{BOD}= 1,35 \times 0,5 \times 0,4= 0,27\ m/j$$

 

On peut à présent calculer la surface de lagunes nécessaire au traitement des effluents pour permettre une élimination supplémentaire de la DBO et DCO si elle est nécessaire :

 

$$S_{\ Lagunes}=\frac {Q_E \times ({ln\ c_e\ -\ ln\ c_s})}{K_{BOD}}= \frac {5854 \times ({ln\ 98\ -\ln\ 49})}{0,27} \approx \color{red} {15000\ m^2} $$

 

Or, le volume de la lagune est de : $V\ _{lagunes}=Q_E \times temps\ de\ séjour$ avec un temps de séjour fixé à 3 jours (toujours d'après les expériences menées par l'O.N.U.D.I.), soit $V\ _{lagunes}= 5854 \times 3 \approx \color{red} {17560\ m^3}$. Donc, si on fixe une surface de lagunes de 15 000 m2, cela entraînerait une hauteur d'eau dans les roselières de $h_{eau}=\frac {V\ _{lagunes}}{S_{\ Lagunes}}=\frac {17560}{15000} \approx 1,17\ m$, ce qui est trop élevé.

On décide donc de surestimer la surface de lagunage nécessaire à 30 000 m2. Cette superficie permettrait de conserver une hauteur d'eau de $h_{eau}=\frac {17560}{30000} \approx \color{red} {60\ cm}$.

 

Remarque : Cette surface est très importante, et étant donné que ce traitement n'est pas nécessaire en théorie (normes de rejet atteintes après le traitement secondaire), il conviendrait d'étudier en pratique son réel apport par rapport à son coût, c'est-à-dire l'efficacité et l'espace que les lagunes occupent. De plus, il serait intéressant d'étudier la combinaison du traitement aérobie par boues activées et d'un lagunage comme traitement secondaire ou même peut-être le remplacement total du traitement biologique par du lagunage. Cela permettrait de réduire les dimensions des installations destinées au traitement biologique ou bien les supprimer complètement si le lagunage est optimisé (du point de vue surface occupée, temps de séjour, élimination des pollutions etc...).

 

  • Localisation de la zone de lagunage

Etant donnée la surface de lagunes nécessaires, nous avons choisi de les implanter sur une zone différente de celle prévue pour la station commune de traitement des effluents. Après avoir observé les alentours de la station avec Google Earth, nous avons trouvé un espace sur la carte, qui semble être inutilisé ou en friche et qui est accolé à la rivière. Il s'agit donc à la fois d'un espace proche de la station (important pour le transfert des effluents de la station vers les lagunes) et proche du Riachuelo (nécessaire pour leur rejet dans la rivière). La figure ci-dessous permet de se rendre compte de la localisation de la zone de lagunage que l'on a imaginée. Bien entendu, il faudrait tout d'abord effectuer sur la zone des analyses afin de vérifier que la pollution de la zone n'empêche pas les mécanismes du lagunage.

 

Cliquer sur l'image pour l'afficher en taille réelle

Figure 24 : Localisation de la zone de lagunage par rapport à la Station Commune de Traitement des Effluents de Tanneries

 

  • Rendement de ce traitement tertiaire

Comme expliqué précédemment, les études réalisées par l'ONUDI ont permis de calculer des rendements d'élimination des pollutions après traitement des effluents de tanneries par lagunage dans des bassins plantés avec les roseaux Typha Angustifolia. Ainsi ces massettes ont permis d'éliminer environ 50% de la DBO et environ 40% de la DCO pour un temps de séjour de 3 jours. Ce traitement tertiaire que l'on ajoute au traitement commun permet donc en cas de surcharge organique des eaux à la sortie du traitement biologique, d'apporter un traitement supplémentaire pour atteindre les normes de rejets et éviter une pollution du Riachuelo.

 

  • Bilan des caractéristiques des eaux lors de leur rejet dans la rivière

Cliquer sur le tableau pour l'afficher en taille réelle

Tableau 15 : Bilan des caractéristiques des eaux à la sortie des lagunes avant leur rejet dans le Riachuelo

 

Traitement des boues

 

Traitement des boues

 

I. Production de boues : quantité et qualité

 

Il y a dans notre station de traitement des effluents de tanneries deux étapes produisant des boues : il s'agit de la décantation primaire du traitement physico-chimique et de la décantation secondaire du traitement biologique. Les caractéristiques de ces deux productions sont récapitulées dans le tableau 16 .

 

Tableau 16 : Caractéristiques de la production de boues

 

La concentration totale en solides ne peut pas être évaluée car on ne connaît pas le pourcentage d'élimination des étapes de traitement. Nous considèrons que les traitements n'ont pas permis d'abattre les sulfates et les chlorures, d'où une présence non prise en compte dans les caractéristiques des boues.

Pour le chrome, bien qu'une étape préliminaire ait abattu une partie de l'élément métallique, l'élimination du chrome résiduel dans les procédés de traitement a donné lieu à un transfert du chrome dans les boues, où l'on en retrouve une concentration de 68 mg/L.

Le traitement physico-chimique produit un débit de 360 m3/j, à une concentration de 50 g/L, soit 5% solide, tandis que le traitement biologique produit 1008 m3/j, à 0,74 % solide.

Remarque : Le pourcentage de matière sèche des boues biologiques (boues activées) a été approximé à l'aide de la concentration de la purge en biomasse, soit Xp=3500 mg/L (cf traitement biologique )

 

II. Devenir des boues

 

Plusieurs choix s'offrent à nous quant au devenir des boues produites. Les particularités des boues de tanneries sont leurs teneurs en matière inorganique, métaux lourds et composés soufrés, plus importantes que celles des boues de stations d'épuration d'eaux usées. 

Des solutions pour leur utilisation existent : mise en décharge, épandage, compostage, digestion anaérobie, traitement thermique, vitrification, pyrolyse, etc. (Introduction to treatment of tannery effluents, U.N.I.D.O.). Le procédé global de traitement des boues est constitué de plusieurs étapes de prétraitement qui peuvent être l'épaississement, le conditionnement chimique, la déshydrataion, etc. Le choix et l'organisation de ces étapes doivent être déterminés par une étude approfondie des compositions des boues et des possibilités de revalorisation sur ou hors site. 

Dans tous les cas, pour disposer des boues, il est nécessaire de réduire leur volume : en effet le coût du transport et du stockage s'en retrouvera amoindri.

La solution que nous aimerions mettre en place est un procédé de méthanisation qui permettrait une revalorisation multiple des boues. En utilisant le pouvoir fermentescible des boues, la méthanisation, par digestion anaérobie, permet de diminuer leur quantité tout en créant du biogaz, revalorisable ensuite énergiquement. Le digestat obtenu en sortie de méthaniseur peut aussi être valorisé via un épandage agricole (si les normes le permettent) ou comme combustible, après séchage. Dans notre cas, la concentration en chrome total dans notre mélange de boue ne permettra pas l'épandage. En effet, la norme française tolère jusqu'à 1 000 mg de chrome par kilogramme de matière sèche, or nous avons 

$$ \frac { [Cr]_{mg/L} } { [matière\ sèche]_{kg/L }} = \frac {68\ 000}{19} = 3\ 600\ mgCr/kgMS $$, soit presque 4 fois la norme. Même si la norme argentine permet un épandage moins restreint, il n'est pas environnementalement recommandé d'utiliser des boues chargées en chrome pour l'agriculture, aussi on préfèrera le stockage ou l'incinération du digestat selon les besoins et possibilités de l'agglomération de Buenos Aires.

La méthode de méthanisation est applicable pour un mélange de boues issues du traitement primaire et secondaire puisqu'on aura dans ces boues de la matière organique ainsi que de la biomasse. Cependant, les boues envoyées en méthanisation devant avoir un pourcentage de matière sèche d'au moins 5% (R. MOLETTA, La méthanisation, chapître 9), on procèdera d'abord à leur épaississement

En sortie de méthaniseur, nous choisissons de mettre en place une déshydratation pour pouvoir déplacer ou stocker les boues d'un moindre volume.

 

III. Dimensionnement du procédé choisi

 

Un schéma illustrant le procédé précédemment déterminé est présenté ci-dessous : 

 

Figure 25 : Schéma du traitement des boues envisagé (réalisation avec logiciel Lucidchart)

 

1) Epaississeur

 

Pour pénétrer le méthaniseur, les boues doivent atteindre une valeur de 5% solide. D'après le tableau 14-18 de l'ouvrage Wastewater Engineering treatment and reuse de METCALF & EDDY, 4ème édition, la méthode d'épaississement la plus utilisée pour traiter le mélange de boues issues d'un traitement primaire et d'un traitement biologique secondaire est la décantation. Bien qu'il soit précisé que le rendement d'une telle opération sur de larges installations n'a pas été déterminé, nous utiliserons le chiffre de 4 à 6% estimé pour de petites installations. Nous considérerons que le mélange de boues ainsi épaissies est prêt pour la méthanisation, et considérerons la valeur de 6% pour la suite des calculs.

L'épaississement par gravité se déroule dans un décanteur dont le design est assez proche d'un bassin de sédimentation conventionnel : un bassin circulaire où la boue va sédimenter et se compacter. Les boues épaissies sont récupérées par le fond conique, tandis que le surnageant est envoyé selon la solution choisie vers le bassin de sédimentation primaire, le début du procédé de traitement total des effluents, ou vers une autre utilisation. Dans notre projet, nous n'avons pas pris en compte le recyclage des eaux ainsi récupérées.

Pour le dimensionnement de notre épaississeur, nous nous sommes servis de la méthode illustrée dans l'exemple 14-4 du même livre de dimensionnement de METCALF & EDDY.

Considérant les mêmes valeurs de densité de boues primaires (1,03) et secondaires (1,005) , nous estimons dans un premier temps le flux de matière sèche (MS) puis le débit du mélange de boues par les calculs suivants : 

$$F_{MS,boues\ primaires}  = Q_{boues\ primaires} \times 1,03  \times \%\ solide \times 1000 = 18\ 555\ kg/j$$

$$F_{MS,boues\ secondaires} = Q_{boues\ secondaires} \times 1,005  \times \%\ solide \times 1000 = 7\ 446\ kg/j$$

$$F_{MS,mélange}=F_{MS, boues\ primaires} + F_{MS, boues\ secondaires}=26\ 000\ kg/j$$

$$Q_{mélange}=Q_{boues\ primaires}+Q_{boues\ secondaires}=1\ 368\ m^3/j$$

Afin de calculer la surface du décanteur nécessaire nous utilisons le taux de charge solide, dont la valeur est estimée dans le tableau 14-19 du même chapitre résumé dans le tableau 17 suivant, et dépend du pourcentage solide des boues ainsi combinées. 

 

Tableau 17: concentration solide typique et taux de charge solide pour un épaississeur par gravité (adapté du tableau 14-19 de METCALF & EDDY)

En prenant comme densité du mélange la moyenne des densités des boues séparées, on calcule le pourcentage solide de ce mélange:

$$\%\ solide_{mélange}= \frac {F_{MS, mélange}}{Q_{mélange} \times 1,02 \times 1000} \times 100 \%  =1,87\ \% $$

Nous sommes en dehors de l'échelle de pourcentage des données, mais faute de mieux nous utiliserons la valeur maximale de la charge solide proposée, à savoir $70\ kg/m^2.j$.

Nous pouvons alors estimer l'aire nécessaire pour la décantation : 

$$S_{décanteur}= \frac {F_{MS, mélange}}{70}=371\ m^2$$

Nous en déduisons ensuite le diamètre d'un épaississeur :

$$D_{décanteur}= \sqrt {\frac {4 \times S_{décanteur}}{\pi }}= 21,7\ m$$

Il est conseillé de respecter une valeur maximale de 20 m de diamètre, aussi on peut considérer deux épaississeurs, dans ce cas on aura deux équipements d'un diamètre de :

$$D_{décanteur}= \sqrt {\frac {4 \times S_{décanteur}}{2 \times \pi }}= 15,4\ m$$

Nous calculons alors la charge hydraulique du système pour voir si nous sommes dans les ordres de grandeurs recommandés pour éviter les odeurs : 

$$ \frac {Q_{mélange}}{S_{décanteur}}=3,7\ m^3/m^2.j$$

Cette grandeur est supposée comprise entre 6 et 12 m3/m2.j pour un mélange de boues primaires et secondaires de station d'épuration des eaux usées. Nous sommes en dessous de cette marge mais comme il s'agit ici du traitement de boues de tanneries, nous considérerons que cette valeur est acceptable, ou à vérifier avec des données plus spécifiques.

Pour estimer le débit d'eau en surnageant du décanteur, nous faisons l'hypothèse pour le calcul qu'il ne contient pas de solides. Avec un pourcentage solide de 6% pour les boues épaissies, donc une concentration en matière sèche de 60 g/L, nous pouvons estimer :

$$Q_{boues\ épaissies}= \frac {Q_{mélange} \times \%\ solide_{mélange} \times 1000}{6 \% \times 1\ 000}= 426\ m^3/j$$

$$Q_{surnageant}= Q_{mélange} - Q_{boues\ épaissies} = 942\ m^3/j$$

 

2) Méthaniseur

 

Sur la base des recommandations de l'ouvrage La Méthanisation, chapître 9, pour la méthanisation de ce type de boues, afin d'assurer une homogénéité de l'humidité, il vaut mieux utiliser un réacteur unique, infiniment mélangé, dans lequel s'effectuent simultanément toutes les étapes de méthanisation (hydrolyse, acidogénèse, acétogénèse, méthanogénèse). La méthode de brassage peut se faire par recirculation du biogaz créé. D'après les choix de types d'équipements présentés dans le même livre, une digestion mésophile, soit à 40°C, est à favoriser dans notre cas. En effet, ce procédé n'aura pas d'impacts sur la déshydratation suivante, la consommation en énergie est réduite par rapport aux autres températures, et même si le procédé est non hygiénisant, les boues de tanneries ne présentent à priori pas de risque pathogène.

Comme nous ne pouvons pas estimer les caractéristiques  de nos boues, en particulier la  concentration en matières volatiles, il est difficile d'estimer la charge organique de nos boues, et donc d'estimer un volume de réacteur nécessaire. Cependant, nous estimons le temps de séjour des boues à environ 20 jours en voie humide, cas où l'on est placé en sortie d'épaississeur puisque la siccité de nos boues épaissies est de 6% < 10% (cf. cours Revalorisation 2013-2014 de Madame BARRET, chapître Méthanisation).

Nous pouvons alors estimer très approximativement un volume de réacteur :

$$V_{méthaniseur}= Q_{boues\ épaissies} \times 20 = 8\ 518\ m^3$$

Si le méthaniseur mesure 4 m de hauteur, on aura une surface au sol de 2 130 m2. Il faudra ensuite tenir compte de la production de biogaz et du volume nécessaire à sa recirculation dans le mélange d'une part, et des équipements nécessaires à son épuration d'autre part. En effet, le biogaz ainsi créé n'est pas du méthane pur mais va contenir un certain nombre d'impuretés à éliminer s'il est destiné à la production d'électricité. On devra notamment traiter le dioxyde de carbone, les composés organiques volatiles, et surtout l'hydrogène sulfuré qui représente un danger pour la population. Un des procédés qui peut être utilisé pour l'épuration est l'adsorption sur zéolithes ou charbon actif.

 

3) Déshydratation

 

En sortie de méthaniseur, le digestat récupéré n'a pas la même composition que les boues épaissies puisqu'une partie de la phase organique aura été transformée par la digestion anaérobie. A ce stade du projet nous n'avons pas pu estimer le volume de matière sortant du méthaniseur, nous avons alors dimensionné un filtre à bande pour le mélange de boues épaissies, effectuant ainsi un sur-dimensionnement qui serait à recalculer en fonction de la réalisation ou non de l'étape de méthanisation et de son rendement.

La déshydratation des boues préalablement épaissies peut se faire par force centrifuge, filtre à bande, filtre à presse, lit de séchage ou même lagunage. Nous choisissons une méthode de déshydratation mécanique par filtration, à l'aide d'un filtre à bande puisqu'il permet une utilisation à faible énergie, investissement et coût d'opération, avec une mécanique moins complexe et plus facile à manier que les autres méthodes (selon METCALF & EDDY,  chapître 14). Ce moyen de déshydratation sous pression progressive permet un essorage en trois temps (égouttage, pressage, cisaillement de la masse). Il doit être précédé d'une étape de floculation pour favoriser l'égouttage. 

 

Figure 26 : Schéma de fonctionnement d'un filtre à bande (source: Traitements et destinations finales des boues résiduaires, RefJ3944, 10 sept. 2000, J.-C. BOEGLIN,  Techniques de l'ingénieur, )

 

Nous effectuons un dimensionnement du filtre basé sur la méthode de l'exemple 14-9 du chapitre 14 du même livre de dimensionnement de METCALF & EDDY​. Les caractéristiques de l'alimentation sont les mêmes qu'en sortie de l'épaississeur, à savoir Qboues épaissies = 426 m3/j de boues à 6% solide, soit environ Alim = 26 000 kg/j, et donc $$  \frac{26\ 000} {24} = 1080 kg/h $$

Les quantités de polyélectrolytes (floculant) à ajouter pour atteindre 25% de siccité, varient entre 3 et 8 g par kg de matière sèche. Nous avons donc entre $$ 3 \times 26 = 78\ kg  $$ et $$ 8 \times 26  = 208\ kg $$ à ajouter par jour aux boues.

Nous considérons les données suivantes :

- Concentration solide totale atteinte dans les boues déshydratées : 25%

- Concentration solide dans le filtrat : 0,09%

- Charge du filtre : 275 kg/m.h (en concordance avec la gamme de valeurs pour des boues primaires et activées anaérobiquement digérées)

- Densité de l'alimentation, du gâteau déshydraté, et du filtrat respectivement 1,02 , 1,07 et 1,01.

 

Nous estimons alors une largeur de filtre : \frac {1\ 080} { 275 } = 3,9 m. Nous sommes un peu au dessus des valeurs recommandées (de 0,5 à 3,5 m). Pour être dans la gamme de largeur, il faudrait une charge du filtre de 310 kg/m.h : on a alors une largeur de 3,5 m.

En considérant une permétitivité de 1,2 m3/h.m2, on en déduit la surface du filtre à bande :

$$S= \frac {Q_{boues\ épaissies} }{1,2} = \frac {426}{1,2\times 24} = 15\ m^2 $$

Avec la largeur on calcule la longueur : $ \frac {15}{3,5} = 4\ m $

Pour déterminer les débits de filtrat F et de sortie de boues déshydratées S, nous effectuons des bilans sur la fraction solide d'une part et sur les débits d'autre part :

$$ Alim_{kg/j} = S \times 1,07 \times 25\% \times 1000  + F\times 1,01\times 9\% \times 1000 $$

$$ Q_{boues\ épaissies} = F + S $$

En résolvant ces équations, nous obtenons:

$$ S = 96\ m^3/j $$

$$ F = 330\ m^3/j $$

Nous avons donc, après traitement des boues, l'obtention d'un mélange épaissi et déshydraté, représentant une production de 96 m3/j, soit un débit massique de 25 700 kg/j de boues.

En filtrat on obtient 330 m3/j d'eau chargé à 0,09% de solide, soit un débit massique de 300 kg/j. Pour la gestion de cette eau, il faudrait prendre en compte ce débit dans un recyclage vers une des étapes de traitement. Nous n'avons cependant pas eu le temps de prendre cela en compte dans notre projet.

Les principaux désavantages de cette technique sont les demandes en eaux de nettoyage : en effet il faut des débits de 90 L/min par mètre de largeur de filtre en moyenne, ce qui représente un débit non négligeable.

 

IV. Conclusion

 

Comme nous ne pouvons pas faire d'analyses de productions de boues du traitement de nos effluents, et que nos estimations sont basées sur de nombreuses hypothèses qui se cumulent d'étapes en étapes, cette partie du projet se contente de proposer un procédé de traitement envisageable avec une pré-estimation des équipements choisis pour le traitement des boues.

Un procédé de méthanisation demande une maîtrise du procédé afin d'optimiser la digestion anaérobique et de gérer la production de biogaz en toute sécurité, des compétences précises sont donc nécessaires et pas forcément disponibles ou prévues pour le projet à Buenos Aires. 

Si l'application d'un tel procédé n'est pas réalisable, les étapes d'épaississement et de déshydratation sont néanmoins nécessaires pour la gestion des boues, et à optimiser en fonction des caractéristiques (siccité, toxicité) à atteindre pour une future valorisation ou stockage.