Modélisation d'un four de calcination du coke de pétrole: II. Simulation du procéd

Moddisation d’un four de calcination du coke de petrole: 11. Simulation du prockd6 J . PERRONY: R. T. BUI? et H . T. NGUYEN*

*Ecole Polytechnique, C.P. 6079, Succursale A, Montrdal, Qud., Canada H3C 3A7 tUniversitd du Qudbec a Chicoutimi, Chicoutimi, Qud., Canada G7H 2Bl

Un modble mathCmatique a une dimension en regime permanent a CtC diveloppi sur ordinateur pour simuler en dCtail le procCdC de la calcination du coke de pCtrole dans les fours rotatifs.

Une simulation mathkmatique est effectuCe pour reproduire les conditions d’opCrations qui prkvalaient lors d’une journCe normale d’opbration afin de valider le modtele ainsi que d’Ctudier en dCtail les principales variables du procede. On trouve que les sources d’tnergie par combustion dans le procCdC proviennent 2 59.5 % de I’hydroghe, 14.6 5% du carbone du lit, 13.8 % des particules de poussitre, 11.3 % du methane et 0.8 % des goudrons.

Par la suite, une comparaison est faite avec les modtles existants pour dCgager les points communs aux diffkrents fours a I’Ctude et proposer des rkgles gCnCrales s’appliquant aux autres fours non CtudiCs. Dans le cas des fours CtudiCs, il apparait que la tempCrature maximale du coke est atteinte entre 45 % et 55 % de la longueur totale du four, tandis que le dCgagement des matikres volatiles s’effectue entre 5 % et 60 % de la longueur comptCe 2 partir de l’alimentation en coke.

A one-dimensional steady-state mathematical model has been developed to simulate the process of calcination of petroleum coke in a rotary kiln.

A simulation is made to reproduce the operating conditions prevailing during a normal working day, in order to vali- date the model, and to study the effects of the main process control variables. It has been found that of the energy provided by combustion, 59.5 % comes from hydrogen, 14.6 % from the carbon of the coke bed, 13.8 % from coke dust, 11.3 % from methane and 0.8 % from tar.

A comparison with existing models is made to identify eventual similarities between the various kilns under study. It appears that maximum coke temperature occurs at 45 to 55 % of kiln length, while volatile matters evolution takes place between 5 and 60 % of kiln length, measured from feed end.

Mots clCs: calcination, coke de pCtrole, four rotatif.

es tquations constituantes du modkle ont CtC prtsenttes L dans le premier article. Essentiellement, ces equations dtcrivent la conservation de la masse et de 1’Cnergie dans le gaz et dans le lit de coke, ainsi que les autres phtnombnes prenant place entre le gaz, le coke et la paroi du cylindre. Dans cet article, les rCsultats de la simulation sont analysts, suivis d’une comparaison avec les Ctudes anttrieures. La simulation est effectute 21 partir des donntes de l’appendice 1 qui reprisentent un ensemble de valeurs ntcessaires comme entrte au modkle. La plupart des donntes sont obtenues des mesures effectuies sur le proctdt. Certaines valeurs ne sont pas disponibles exptrimentalement et sont obtenues par dtduction baste sur l’exptrience acquise des optrateurs du procidt.

LE BILAN D’ENERGIE

Le pourcentage simult des matikres volatiles brijltes dam le four qui est 36.9 % parait rtaliste. En effet Gordon (1969), a partir de I’analyse d’un Cchantillon de gaz prilevt h I’alimentation du four, rapporte que moins de 50 pourcent des matikres volatiles sont briiltes. Le pourcentage simulC est obtenu 2 partir d’une estimation des temgratures du coke et du gaz aux extrCmitts du four au dtbut de la simulation.

Au niveau du lit de coke, on observe que la puissance totale de chauffage ntcessaire pour la montCe de la tempkrature du mattriau, soit 9998 kW, compte pour prbs de 83 % du total de la puissance. La puissance ntcessaire au dtgagement de I’eau contenue dans le coke, soit 862 kW, est considtr- able et reprksente approximativement 7 % de la puissance totale au niveau du lit. Ce rtsultat permet de prtsager du caractkre sensible du procCdC vis-a-vis de la concentration en eau du coke vert. La calcination proprement dite ne

reprtsente pas une part importante de la puissance ntcessaire au prockdt. En effet la calcination requiert approximativement 2 % de la puissance totale au niveau du mattriau.

En ce qui concerne le gaz, la majeure partie de la puissance nCcessaire au proc&dC concernant le gaz est utiliste lors du chauffage de I’azote inerte de l’air. Approximative- ment 86 % de la puissance est utiliste pour chauffer I’azote. I1 apparait clairement que l’utilisation de l’oxygkne d’en- richissement, ne serait-ce qu’en faible proportion, aurait un effet positif sur le bilan Cnergitique du proctdk, puisque plus de 30 % de la puissance totale de chauffage du procedi est destinC h la hausse de la temptrature de I’azote inerte de I’air de combustion. L’autre partie importante de la puissance en ce qui a trait au gaz est celle de la hausse de la tempirature des matibres volatiles, soit approximativement 10 % .

Quant aux pertes d’tnergie par les parois du four, la puissance de 603 kW disperste dans I’environnement reprCsente 2.7 % de la puissance totale nicessaire au proctdt. Cette faible valeur des pertes par les parois montre clairement le peu d’intkrgt accord6 B la recherche d’un matiriau rkfractaire ayant des propriitts isolantes suptrieures.

La puissance requise dans ce procCdC provient de cinq sources. La principale source d’tnergie est la combustion de l’hydrogbne du coke vert. Prks de 60 % de toute I’Cnergie du procCdC provient de la combustion de I’hydrogkne. La combustion du mtthane reprtsente environ 11 % de I’inergie totale, tandis que la combustion des goudrons peut &tre perpe comme ntgligeable vis-a-vis du proctdt (< I 5%). La combustion du carbone du lit et des poussikres dans le gaz reprCsente 28 % de la puissance de chauffage du procedi. (carbone du lit, 14 %, poussikres, 14 %).

1120 THE CANADIAN JOURNAL OF CHEMICAL ENGINEERING, VOLUME 70, DECEMBER. 1992

TABLEAU 1 Bilan de puissance obtenu avec le modele

Erreur du bilan Cnergetique (fin de simulation) (%)

Pourcentage des volatiles briles (%)

100 X (21793 - (12059 + 7460 + 603))/ 21793 = 7.66

Le,coke: Energie du coke Energie de H,O (jusqu’a Cvaporation) Energie d’evaporation de H,O Energie de H20

(vapeur a la temperature du gaz) Energie azote Energie de la calcination du coke

Le,gaz: Energie matikres volatiles

(tempkrature du gaz) Energie de la poussikre (temperature du gaz: Energie de I’azote (tempkrature du gaz) Energie sensible gaz nature1 (HzO + CO,) Energie sensible matieres volatiles (H@ + Cod

Le,four: Energie dispersk dans I’environnement

Les combustions: Energie combustion hydrogbne Energie combustion mkthane Energie combustion goudron Energie combustion gaz nature1 Energie combustion carbone (coke du lit) Energie combustion carbone (poussikre)

36.9

- 9998 - 67 - 862

-718 -214 - 200

Total: - 12059

- 774 - 69

- 6440 0

- 177

Total: -7460

- 603

1301 1 2499 191

0 3097 3015

Total: 21793

600 550 500 450 400 350 300 250 200 150 100 50 0

.50 -100 -150

0 10 20 30 4 0 SO 80

porltlon drnr kfow(m) ( (coU~ntdur0lkk-b)

Figure 1 - Profils axiaux des transferts de la chaleur dans le four.

r = 2 ’ : n u o c 0 : I 0 10 20 30 4 0 50 60

porllon dmn8 k four (m) (icoulm~n( du ~ l l d ~ ->)

Figure 2 - Profils axiaux des transferts de la chaleur par convection et conduction dans le four.

Le tableau 1 montre le bilan de puissance obtenu avec une erreur de 7.66 %, ce qui correspond B l’ordre de grandeur de la prtcision des rtsultats.

LE TRANSFERT DE LA CHALEUR

La figure 1 montre les profils axiaux des transferts de la chaleur dans le four entre les differentes surfaces. On observe que la chaleur est transftrke au lit de coke dans les premiers 27 m du four dans la paroi inttrieure et le gaz. De 27 m jusqu’i la dtcharge du four, on voit que le bilan net de la puissance transmise au lit de coke est fortement nkgatif. De plus, aux alentours des premiers 20 m, le gaz transfere plus d’tnergie vers le lit de coke que vers la paroi. Par la suite, les profils se ressemblent et les transferts de la chaleur au lit provenant de la paroi tgalent sensiblement ceux provenant du gaz. Aprks les premiers 27 m, on note que le mur soutire plus d’tnergie du lit de coke que du gaz.

On observe que la paroi exttrieure perd une trks faible partie des Cnergies mises en jeu dans le four et que les pertes sont sensiblement constantes le long du four.

En rbumt, on note que le coke est chaufft principalement par le gaz et ensuite par les rtfractaires dans la premibre moitit du four. Le maximum de la puissance de chauffage du lit est situC approximativement B 12 m. Dans la seconde moitit du four, le coke est refroidi d’une manikre semblable par les rifractaires et ensuite par le gaz.

LES COEFFICIENTS DE TRANSFERT DE LA CHALEUR

La figure 2 prtsente les profils axiaux des coefficients de transfert de la chaleur par convection et par conduction dam un four de calcination.

La convection du gaz vers la surface du lit de coke est plus ClevCe dans les premiers 20 m du four. De 15 a 20 m, on observe une augmentation apprkciable du coefficient, laquelle s’explique par le changement des proprittts du gaz lors du dkgagement de l’hydrogkne. Aprbs les premiers 25 m B l’inttrieur du four, on note une baisse graduelle du coefficient jusqu’B la sortie du coke B l’autre extrtmitt. Dans les derniers 10 m du four, avant la dkharge du coke, le coefficient reste constant. L’ordre de grandeur de ce dernier s’approche des mesures effectuies par Brimacombe et Wat- kinson (1978). Les valeurs exp6rimentales propostes par Barr (1986) sont nettement inftrieures a celles observtes dans le four de calcination. De plus, les valeurs relevtes par Tscheng (1978) sont plus faibles que celles obtenues avec le prtsent modble, ce qui laisse penser que la corrklation de Tscheng s’applique moins bien dans le cas d’un four de calcination du coke.

Pour ce qui est du coefficient de transfert de la chaleur par convection du gaz vers la paroi inttrieure du four, on observe qu’il est nettement inferieur a celui du gaz vers le coke. I1 est en moyenne de 28 B 60 fois plus faible, ce qui se rapproche des rtsultats obtenus par Wes et al. (1976),

THE CANADIAN JOURNAL OF CHEMICAL ENGINEERING, VOLUME 70, DECEMBER, 1992 1 I21

600 -S

0 10 20 30 40 50 60

porltlon d8n8 k four (m) ((toulwnont du Mlklo -.)

Figure 3 - Profils axiaux des coefficients de transfert de la chaleur par rayonnement dans le four.

Brimacombe et Watkinson (1978), Tscheng (1978) et Barr (1986). En gCnCral, le coefficient diminue, de l’alimentation du four vers la dCcharge en coke.

Quant au pseudo-coefficient de transfert de la chaleur par conduction entre la paroi intkrieure du four et le lit de coke, on voit qu’il augmente sensiblement h partir de la zone d’alimentation du four jusqu’h 24 m, ce qui corrgspond h la zone du dCgagement de l’hydrogbne dans le four. A partir de 24 m jusqu’a l’autre extrCmitC h la dCcharge du four, le coefficient diminue doucement. A noter que les rtsultats obtenus sont de 10 B 15 fois plus Clevts que ceux des Ctudes portant sur les fours a minerai de fer.

Le coefficient de transfert de la chaleur par convection de la paroi extCrieure vers l’air ambiant est du m&me ordre de grandeur que celui du gaz vers la paroi intkrieure. Cela con- firme une fois de plus la vCracitC de l’hypothbse de la paroi adiabatique du four vis-2i-vis de la convection du gaz, laquelle fut souvent employCe dans les traitts de transfert de la chaleur dans les fournaises industrielles (Hottel et Sarofim, 1967; Palmer et Beer, 1974).

En rCsumC, en se rCfCrant aux rCsultats de la figure 2 , dans le four de calcination, on trouve les plages de valeurs approxi- matives suivantes:

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 75 < h,, < 380 (1)

hcRw = [1/60 2 1/28] h,, . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (2)

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . h(.ws = [1/3 21 h,, (3)

. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (4) hch = h,,“

La figure 3 prCsente les profils des coefficients de transfert de la chaleur par rayonnement dans le four.

Le coefficient de transfert par rayonnement du gaz vers la surface du lit de coke augmente progressivement h partir de l’entrbe du matkriau jusqu’h 20 m, ce qui correspond h la position du dtgagement maximal de l’hydrogbne du lit. Par la suite, le coefficient diminue jusqu’h la position des tuykres de I’air tertiaire 03 il augmente faiblement puisque en amont des tuyhes, la temptrature du gaz est plus ClevCe, le gaz n’ayant pas encore CtC diluC par l’air tertiaire frais. Aprks les tuybes, le coefficient diminue jusqu’h la dCcharge

0 10 20 30 4 0 50 60

porltlon dan8 k four (m) ( ( C O U W n I du Mlldo -b)

Figure 4 - Profil axial de la puissance totale de chauffage dans le four.

du matCriau. La valeur moyenne du coefficient sur la longueur du four est 121 W/m2 - “C, ce qui respecte les limites propostes par Barr (1986) pour un four prototype:

(5) 25 < h,, < 175 . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

Le coefficient de transfert de la chaleur par rayonnement entre le gaz et la paroi intCrieure du four suit approximativement le mCme profil que le coefficient de transfert entre le gaz et la surface du lit de coke, mais la diffkrence est nette dans les premiers 20 m du four. En effet, le coefficient entre le gaz et la paroi est plus Clevt d’environ 100 W/m2 “C que celui entre le gaz et le lit. On explique cela en partie par le fait que la surface d’Cchange entre le gaz et la paroi est plus grande que celle qui existe entre le gaz et le lit de coke. Aprbs 20 m, cet effet est contrebalancC par 1’Ccart de tempkrature plus grand entre le coke et le gaz, ce qui augmente le transfert par rayonnement. La valeur moyenne du coefficient sur la longueur du four est 157 W/m2 “C, ce qui est dans les limites observkes par Barr (1986) lors d‘une modClisation mathkmatique d’un four prototype.

Le coefficient de transfert de la chaleur par rayonnement entre la paroi intCrieure et le lit de coke augmente rapidement du bout de l’alimentation en coke jusqu’h 24 m dans le four. Par la suite, le coefficient diminue progressivement jusqu’h la dtcharge h l’autre extrCmitC. La valeur moyenne du coefficient sur la longueur du four est de 390 W/m2 - “C, ce qui est plus ClevC que les autres coefficients CtudiCs auparavant. Barr (1986) obtient la valeur de 250 W/m2 . “C comme coefficient avec un Ccart de temp&- rature de 50 “C entre la paroi et le matkriau, la surface de la paroi Ctant h la tempkrature de 1425 “C et le gaz cons- tituC d’un mClange de C02 et H20 h la pression totale de 26.3 kPa.

Le coefficient de transfert de la chaleur par rayonnement entre la paroi exthrieure du four et l’air ambiant est sensiblement constant et atteint un maximum situC aux alentours de 13 m, 03 les tempkratures sont ClevCes. Le rayonnement de la paroi vers l’environnement est dans le mCme ordre de grandeur que celui de la convection vers l’air ambiant.

LA PUISSANCE DE CHAUFFAGE

La figure 4 illustre le profil axial de la puissance locale de chauffage provenant de la combustion des matihres

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0.06

0.04

0.02

0.00

porlllon drnr 10 four (m) ((coulmrnmnl du wlldo -8)

Figure 5 - Profils axiaux des concentrations massiques des matibres volatiles exprimCs en fonction du carbone prCsent lors de 1 ’alimentation.

E4 f a g .r 0.0

$ 5 0 10 20 30 4 0 5 0 60 0

porltlon drnr lo four (m) ((coulernmnt du wlldo -8)

Figure 6 - Profil axial de la concentration du carbone rCcupCrC et de la valeur d’eau exprime h partir du carbone prCsent i l’alimentation.

volatiles, du carbone du lit de coke et de la poussibre dans le gaz. On observe que la puissance de chauffage maximale est situie vers 24 m dans le four, ce qui correspond au maximum de la combustion de l’hydrogbne. Dans la region des tuybres de l’air tertiaire, on observe une augmentation de la puissance de chauffage causCe par l’ajout d’air frais qui contient de l’oxygbne supplCmentaire ce qui favorise la combustion. La combustion existant h partir de 42 m jusqu’h la dicharge en coke provient du carbone du lit ainsi que de la poussibre dans le gaz. Les observations visuelles dans le four, avec une camCra placCe au bout h la dCcharge du coke, permettent d’observer la combustion vive prbs de I’air tertiaire; cependant la combustion plus importante prbs de 24 m ne peut &re observie.

LES CONCENTRATIONS MASSIQUES DANS LE COKE

Les figures 5 et 6 pr6sentent les profils axiaux des concentrations massiques des espbces chimiques dans le coke. On observe que I’hydrogbne commence h &re dCgagC vers 12 m pour atteindre une concentration de moins de 1 % juste avant les tuyttres de l’air tertiaire. La concentration de H2 du coke calcinC B la dicharge du four est infkrieure B 112 % , ce qui est comparable aux mesures faites en laboratoire.

0 10 20 30 4 0 50

pornion drns k tour (m) ( ( ~ o u ~ o I w ~ ~ du ~ ~ l l d ~ -8)

D

Figure 7 - Profil de la concentration des matieres volatiles et de la poussikre de coke dans le gaz.

Le profil de la concentration du mtthane resemble h celui de l’hydrogbne; cependant, le mCthane se dCgage plus rapidement que l’hydrogbne. En effet, la concentration devient infkrieure h 1 % dans les premiers 20 m du four. Selon la cinCtique du dCgagement du mkthane, la concentration risi- duelle dans le coke calcinC h la dCcharge est nkgligeable. Les goudrons qui sont prCsents en concentration plus faible dans le coke vert sont dCgagCs plus lentement que le mtthane et l’hydrogbne et sur la longueur entibre du four. La concentration des goudrons dans le coke calcinC h la dCcharge du four est Cgalement nCgligeable.

En rCsumC, la presque totalit6 des matibres volatiles sont dCgagtes dans les premiers 35 m h partir du bout de l’alimentation. Comme le maximum de la tempirature du coke est atteint aux alentours de 30 m, le coke qui circule de 35 m jusqu’h la sortie du four subit une p6riode de refroidissement graduel seulement, ce qui favorise I’uniformiti des propribtis.

La figure 6 permet d’ivaluer la concentration du coke calcine rCcuptrt et celle de l’eau qui sont exprimees en fonction de la quantitk initiale de carbone dans le coke vert lors de l’alimentation. On s’aperGoit que les pertes en coke cal- cinC par l’engendrement de la poussibre et la combustion du carbone du lit sont prCsentes sur toute la longueur du four. Environ 92 % du carbone prCsent dans le coke lors de l’alimentation est rCcupCrC i3 la dtcharge du four. Si on exprime cette valeur au point de vue de la masse totale du coke vert lors de l’alimentation, on trouve que le coke calcini repre- sente approximativement 70 % de la masse totale introduite. Cette valeur se compare bien h celle de 72 % rapportie relativement h ce procCdC.

La concentration en eau du coke baisse rapidement dans les premiers mbtres du four pour atteindre zCro avant les 5 premiers mbtres. I1 est connu que 1’humiditC d’un matiriau granuleux a un effet modtrateur sur I’engendrement de la poussibre. Dans le proctdC de la calcination du coke de pCtrole, l’eau se dCgage rapidement, ce qui diminue d’autant son effet modirateur sur la gCnCration de la poussibre.

LES CONCENTRATIONS MASSIQUES DANS LE GAZ

Les figures 7 et 8 prCsentent les concentrations massiques des espbces chimiques dans le gaz. Le profil de la concentration de l’hydrogbne permet de voir que tout l’hydrogbne n’est pas brQlC dans le four. En effet, la concentration rCsiduelle de H2 dans le gaz qui va h la bouilloire est

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0 10 20 30 40 50 6 0

prltlon dmna k four (m) (k~knunt dU WMO -*)

Figure 8 - Profil de la concentration du CO,, H,O et 0, dans le gaz .

approximativement de 0.027. On observe que la concentration de H2 diminue rapidement dans la zone situte entre 20 et 40 m. Cette zone correspond dans ce cas-ci h la position de la flamme vive de combustion. On se souvient que la combustion de l’hydrogbne Ctait situte plus prbs du bout de l’alimentation, c’est-&-dire avant les tuykres de l’air tertiaire.

Le profil de la concentration du mtthane indique tgale- ment la prtsence du mtthane rtsiduel dans le gaz qui va vers la bouilloire. On observe la disparition rapide du mtthane aux alentours de 10 m dans le four, ce qui signifie une combustion rapide h cet endroit.

La concentration des goudrons indique leur prtsence dans le gaz qui va vers la bouilloire. De 0 h 20 m approximativement, les goudrons briilent dans le gaz de manibre plut6t modtrte.

En rtsumt, on observe que les matibres volatiles conte- nues dans le gaz sont surtout prtsentes dans la premibre moitit du four (de 0 h 30 m).

La concentration des particules de poussibre indique qu’une quantit6 apprtciable de pou?sibres quitte le four avec les gaz au-dessus du lit de coke. A partir du bout de la dtcharge du coke dans le four (60 m) jusqu’i la position des tuybres, la concentration de la poussibre augmente d’une manii3re constante. La concentration baisse aprb le passage des tuykres, puisque la quantitt totale d’azote augmente dans cette zone par l’ajout de l’air tertiaire de combustion. Par la suite, aprbs les tuybres, surtout dans la zone de 0 h 20 m, on constate une augmentation rapide de la concentration en poussibres. Cette zone correspond h l’endroit de la combustion rapide de I’hydrogbne et du mtthane.

La figure 8 montre la concentration massique du dioxyde de carbone, de la vapeur d’eau et de I’oxygbne de l’air dans le gaz. On observe que la teneur en C02 dans le gaz augmente constamment allant du bout d’entrte des gaz (60 m) jusqu’i la sortie de ceux-ci h l’autre extrtmitt du four. L’augmentation du COz est causte par la combustion du mCthane, des goudrons, du coke du lit ainsi que par celle des particules de poussihes. Pour le profil de la concentration de la vapeur d’eau dans le gaz, on observe que la valeur estimte

60 m n’est pas ztro, ce qui laisse penser que l’erreur numt- rique est plus appreciable dans le cas de cette espbce chi- mique. La concentration augmente lentement de 60 m jusqu’h la position des tuybres de l’air tertiaire. La diminution de la concentration observte aprbs les tuybres est causte par l’effet de dilution du gaz qui est produit par l’ajout d’une quantitt d’air dans cette zone. Par la suite, on observe une

- 3 5 1 1

t o ! . , . , . , . , . , . I 0 10 20 30 40 50 60

paltlon dmna k tour (m) ( k O U l m ~ f d dU WlldO -*)

Figure 9 - Profil axial de I’engendrement de la poussisre dam le four.

augmentation rapide de la concentration de la vapeur d’eau causte par la combustion vive de l’hydroghne dans cette zone (20 h 30 m). On constate aussi une augmentation rapide de la concentration dans les premiers mktres du four, laquelle est causte par le dtgagement rapide de l’eau contenue dans le coke vert.

Enfin, pour ce qui est de la concentration de l’oxygkne de l’air primaire, secondaire et tertiaire, on observe une diminution constante qui va de, l’entrte des gaz (60 m) jusqu’h la sortie des gaz (0 m). A cette extrtmitt du four, la concentration en oxygbne est infkrieure h 0.2 %. Si on exprime la concentration de l’oxygbne du gaz en fonction de l’azote inerte de l’air a l’entrte des gaz (0 m), on obtient 26.7%, ce qui est inftrieur h la valeur de 30.2 % de l’air atmosphtrique. On p u t expliquer cet kar t comparativement h la valeur thtorique par les difftrentes erreurs numt- riques assocites au bilan massique local de l’oxygkne. En effet, toutes les combustions qui se produisent dans le four ont un effet plus ou moins prononct sur le bilan en oxygbne. Cet kcart reflkte bien l’ordre de precision gtntral du modble compte tenu du grand nombre de phtnomkne i con- sidtrer dans le bilan de l’oxygbne contenu dans le four de calcination.

L’ENGENDREMENT DE LA POUSSIERE

La figure 9 expose le profil axial de I’engendrement de la poussibre de coke dans le four. On voit que cette dernibre augmente de 0 h 8 m h mesure que I’eau liquide se retire du coke. Le maximum est atteint vers 8,m pour ensuite diminuer progressivement jusqu’h 20 m. A partir de 20 m, on note une augmentation de la poussibre avant les tuybres de l’air tertiaire laquelle peut s’expliquer par l’augmentation de la vitesse du gaz lors de I’ajout de l’air. Aprb les tuybres, on observe une diminution progressive de la poussibre.

En rtsumt, on voit que la prtsence de la poussikre est plus importante a l’extrtmitt de l’alimentation du four, lorsque le coke n’est pas encore calcint. Par la suite, aprbs l’alimentation de l’air tertiaire de combustion, on note une Itgke augmentation de la poussibre causte par une plus grande vitesse des gaz au-dessus du lit de coke. Ainsi, la technologie de l’air tertiaire est responsable en faible partie de l’augmentation de la pouss5re. Perron et al. (1989, 1990) 6tudient la gentration de la poussibre dans un four en particulier et trouvent qu’il existe un mode d’optration pour lequel un indice de performance, dtfini comme le rapport entre la

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= z I 6 O 1

1 3 0.255

t I e

0 10 20 30 4 0 50 6 0

pornlon dmr k tour (m) (&OUIWIOI~I du -lid. -s)

Figure 10 - Profil de la vitesse axiale moyenne du coke. - 0.40 I 1

d

4 0.30

8 0.35

c

t 0.00 t 0 10 20 30 40 50 60 L 5

Figure 1 1 - Profil de la vitesse transversale du coke h la surface du lit dans le four.

production de coke calcint rtcuptrk et la production de la poussibre, est maximal.

LA VITESSE AXIALE ET LA VITESSE TRANSVERSALE DU COKE

La figure 10 permet d'observer le profil de la vitesse axiale moyenne du coke. On voit que la vitesse augmente plus de deux fois dans une zone localiste a 20 m dans le four, ce qui correspond au dkgagement maximal de l'hydrogbne du lit de coke. Cette augmentation de la vitesse du mattriau a tt6 observte en usine par Churchill et Thompson (1968). On explique cette augmentation de la vitesse par le changement du comportement rhtologique du coke lorsqu'il est soumis B une temp6rature tlevte. Une premibre hypothkse qui pour- rait expliquer partiellement la baisse subite de la viscositt apparente du mattriau serait que, lors du dtgagement des matibres volatiles, plus particulibrement de l'hydrogbne, le fait que le gaz subisse une combustion violente et une hausse de temperature aurait pour effet d'augmenter la pression inter-particulaire, ce qui, h son tour, permettrait le flotte- ment des particules du lit, d'ou la baisse de la viscositt apparente. Le lit de coke subirait ainsi une fluidisation partielle en raison du dtgagement des matibres volatiles. Aprbs les tuyeres de l'air tertiaire, la vitesse axiale diminue de nouveau puisque le dtgagement de l'hydrogbne du coke est termint. D'autres travaux seront requis pour comprendre en dttail le mtcanisme de l'augmentation de la vitesse du

mattriau. La variation de la vitesse axiale a un effet important sur la vitesse de chauffage du mattriau, variable de premibre importance pour la prtdiction des proprittes physiques du coke calcint. Tous les modbles anttrieurs ont nCgligC cette variation de la vitesse du mattriel dans la zone du degagement des matibres volatiles.

La figure 1 1 prtsente les profils axiaux de la vitesse transversale moyenne du coke B la surface du lit selon difftrents modbles. On observe que tous les modkles estiment la vitesse dans le m&me ordre de grandeur, soit entre 23 et 33 cmis. A l'exception de celui de Tscheng, les autres modbles mon- trent que la vitesse de descente des particules augmente dans la zone de 10 h 25 m, oh a lieu le dtgagement des matibres volatiles. La variation brusque de la vitesse aux environs de 14 m s'explique par le changement du rayon intkrieur du four caust par une variation brusque de l'tpaisseur de la paroi h 14.32 m dans le four. Une vitesse plus grande de descente des particules signifie dans le cas d'un lit en roulement que l'tpaisseur active du melange des particules est plus faible, ce qui dtfavorise ce mtlange et le transfert de la chaleur dans le lit.

DONNEES COMPLEMENTAIRES

Pour comparer les rtsultats des diverses simulations, on calcule certains parambtres utiles qui offrent une vue d'ensemble des rtsultats. Dans la zone de calcination, definie ici comme la zone oh la temperature du coke est comprise entre 1000 "C et 1 300 "C, on Cvalue les parambtres suivants, lesquels constituent des moyennes calcultes dans cette zone: - position de la zone de calcination 21. m - longueur de la zone de calcination 14. m - tpaisseur moyenne de la zone active de

- tpaisseur moyenne du lit de coke 0.19 m - vitesse de chauffage moyenne du coke

(de 500 "C B 1000 "C) 85 "Cimin - vitesse de chauffage moyenne du coke (lors

du dtgagement des matibres volatiles) 94 "Cimin - vitesse de chauffage maximale du coke 145 "C/min - facteur de rtcuptration du coke calcine 70 %

La position de la zone de calcination est situte plus prks du bout de l'alimentation du four. La longueur de la zone de calcination reprksente approximativement 25 % de la longueur totale du four. La calcination s'effectue entibrement avant les tuybres de l'air tertiaire. Les observations visuelles dans le four rtvblent qu'en gtntral, le coke ne subit pas de transformation dans la zone situte aprbs les tuykres de l'air tertiaire. Dans la zone de calcination l'tpaisseur moyenne active du mtlange des particules reprisente 64 % de I'tpaisseur totale du lit de coke.

Pour les besoins de l'analyse des rksultats, on dtfinit plusieurs vitesses de chauffage du coke Cvalutes de manikre dif- ftrente. En effet, Rhedey (1967) Ctudie les effets de la vitesse de chauffage sur l'engendrement de la porositt dans le coke. Une vitesse de chauffage tlevte lors du dtgagement des matibres volatiles est indtsirable tandis qu'une vitesse de chauffage tlevte lorsque le coke est plus froid (de 100 "C B 400 "C) a un effet moins important sur la creation de pores dans les particules de coke. Au cours de cette simulation, la vitesse de chauffage maximale trouvte est de 145 "C/min lorsque la temp6rature du coke est de 509 "C. La vitesse de chauffage moyenne calculCe pendant le dtgagement des matibres volatiles est Cgal B 94 "C/min tandis que la vitesse

mtlange 0.12 m


TABLEAU 2 Donntes de la simulation pour le modble de Gordon (1969)

0.99 m 61.0 m 0.25 m

1.542 Wlm "C 0.8 0.7 1.

Dimensions et propriCtCs du four Variables optrationnelles

dCbit alimentation solide 21636 kg/h debit combustible 104,5 kg/h [impuretCs] du solide 0.023 [ eau] du solide 0.112 [matibres volatiles] du solide 0.10 temp. du solide h I'alimentation 16 "C temp. du gaz h I'alimentation 1060 "C temp. mur int. B I'alimentation 876 "C temp. mur ext. a l'alimentation 216 "C temp. de I'air extCrieur 16 "C vitesse de rotation 2 rCv./min.

rayon intCrieur longueur totale Cpaisseur des murs conductivite thermique des murs CmissivitC hCmisphCrique totale surface du solide CmissivitC hCmisphCrique totale surface mur intkrieur Cmissivitt htmisphCrique totale revktement extCrieur

Dimensions et propriCtCs du four Variables opkrationnelles

rayon intCrieur longueur totale

1.6 m 70.1 m

dCbit alimentation solide [eau] du solide [matibres volatiles] du solide temp. du solide B I'alimentation temp. du gaz i I'alimentation temp. mur int. ?I l'alimentation temp. mur ext. B l'alimentation vitesse de rotation

12185 kglh 0.10

0.085 75 "C

1207 "C 699 "C 150 "C

2 rCv./min.

TABLEAU 4 Donntes de la simulation pour le modble de Brooks (1989)

Dimensions et propriCtCs du four

rayon indrieur 1.75 m longueur totale 54.8 m position 3ibme air (1) 35.0 m position 3ibme air (2) 36.6 m position 3ibme air (3) 38.1 m position 3ibme air (4) 39.6 m

Variables opCrationnelles ~

dCbit alimentation solide dCbit combustible (gaz nat.) [eau] du solide [ matibres volatiles] du solide temp. du solide h l'alimentation temp. du gaz B l'alimentation temp. mur int. a I'alimentation temp. mur ext. ?I I'alimentation temp. de I'air extCrieur vitesse de rotation

3642 1 kglh 970.5 kglh

0.076 0.113 13 "C

621 "C 200 "C

57 "C 13 "C

1.43 rCv./min.

de chauffage moyenne CvaluCe lorsque la temperature est comprise entre 500 "C et lo00 "C est de 85 "C/min.

Le temps de passage simulC du coke dans le four est Cgal a 42.5 min.

Les propribtes moyennes du coke calcine 9 la decharge sont estimtes au moyen des correlations provenant des travaux de Rhedey (1967) cites dans le premier article: - tpaisseur cristalline moyenne du coke

- densite rtelle moyenne du coke calcine - densite apparente moyenne du coke

- densitt en vrac moyenne du coke calcinC

calcine 2.57 nm 2099 kg/m3

calcine 1635 kg/m3 769 kg/m3

22.0 % - porositk moyenne du coke calcinC

Cornparaison avec les etudes anterieures

Les tableaux 2, 3 et 4 presentent les donnCes de fonctionnement qui prevalaient dans le cas de chacune des Ctudes anterieures utiliskes dans cette comparaison. Le four simulk dans I'etude de Gordon (1969), ainsi que celui de Li et Friday (1974) ne disposent pas de la technologie de l'air tertiaire

tandis que le four simule dans les travaux de Brooks (1989) intbgre cette technologie.

LES TEMPERATURES DANS LES FOURS

La figure 12 permet d'observer les temp6ratures moyennes du coke obtenues avec les difftrents modkles.

La temperature maximale de calcination du coke varie de 1225 "C h 1450 "C, ce qui est considerable. A l'exception du modble de Brooks, la position de la temptrature maximale du coke varie approximativement de 0.43 L, B 0.47 L,. Dans les premiers mbtres du four, on observe que la hausse de temperature du coke suit un profil semblable pour tous les modbles, 9 l'exception de celui de Brooks, oi3 elle est plus faible. Dans le cas de chacun des modbles, on observe qu'il y a un changement des profils de la temperature situt entre 0 et 0.1 L,, ce qui correspond 2 un intervalle de 200 "C B 500 "C, aprbs le dtgagement de I'eau et avant le degagement des matibres volatiles. On observe, quant aux modeles de Brooks (1989) et de Perron (1990), que I'ajout de l'air tertiaire n'a pas un effet direct sur la temperature du coke. Le profil obtenu avec le modble de Brooks (1989)


E 4 8 a 0

f

a f

r f

1600

1400

1200

1WO

800

800

400

200

0 0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 .o

palU0nd.M b kur (fmctlon do la bguuw) (&o4lknwntdurdld.-D)

1800 l- 4

1500

1200

900

600

300

0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 .o poaltlon drnr b f w r (mctlon do la longueur) (dcoulomont du aollde -s)

~i~~~~ 12 - profils axiaux de la selon diffkrents modkles.

moyenne du coke Figure 14 - Profils axiaux de la tempkrature moyenne de la paroi intkrieure selon diffkrents modkles.

o ̂t

0 a 0

h t

€ r f

2100

1800

1500

12#)

900

800

340

Y

- oordon1989

1800

1500

12#)

900

800

340 - oordon1989

o : . . , . . , - . , . . , . . I 0.0 0.2. 0.4 0.6 0.8 1 .o

paltlon d r ~ lo tour (hrdlon do la longrwur) ( ( C o u b n t du rdld. -.)

Figure 13 - Profils axiaux de la terngramre moyenne du gaz selon diffkrents modhles.

qui diffkre considkrablement des autres, peut s’expliquer en partie par le r6le important du briileur dans le bilan d’knergie compare B celui de la combustion des matibres volatiles. Les tempkratures du coke calcine obtenues ?i la dkcharge sont semblables et pour tous les modbles op observe une zone plus ou moins longue de refroidissement. A l’exception du modble de Brooks, cette zone de refroidissement du coke vaut approximativement de 0.4 It 0.5 L,, ce qui est considkrable. Dans le cas du modble de Li et Friday (1974), on note que la temperature maximale du coke est plus BlevCe; cependant le profil de la temperature demeure semblable B celui du modkle de Gordon (1969) et de Perron (1990).

La figure 13 permet de voir les tempkratures moyennes du gaz selon les diffkrents modbles. Dans le cas de chacun des modkles, on observe une premibre combustion vive qui fait augmenter la temp$rature du gaz dans une zone situte entre 0.2 et 0.45 L,. A ce moment, la tempkrature maximale atteinte par le gaz varie d’un modble B l’autre (1400 “C a 1900 “C). Par la suite la tempkrature du gaz diminue plus ou moins rapidement jusqu’au bout de la ddcharge du coke, a I’exception de ce qui arrive avec le modble de Brooks, oh la temperature augmente de nouveau vers 0.8 L, pour ensuite diminuer rapidement jusqu’au bout de la dkcharge. Cela est explicable en partie par la combustion de l’hydrogbne et du gaz naturel dans cette zone du four, suivant la simulation de Brooks (1989). On note que, entre 0.6 et 0.75 L,, pour les modbles de Brooks (1989) et de Perron

(1990), la temp6rature du gaz augmente sensiblement, ce qui correspond B l’ajout de l’air tertiaire. Si on extrapole la courbe du modble de Li et Friday (1974), on observe que la tempkrature du gaz au bout B l’alimentation en coke est semblable pour tous les modbles, l’exception de celui de Brooks, oh elle est plus basse de 300 “C approximativement. En ce qui concerne les modkles de Gordon (1969) et Li et Friday (1974), la baisse de la temperature du gaz entre 0.8 et 1 .O L,, c’est-a-dire en rkalitk la hausse de la temperature du gaz entre 1.0 L, et 0.8 L, s’explique par la combustion du gaz naturel au briileur.

La figure 14 illustre les tempkratures moyennes de la paroi intkrieure des modbles. On observe que pour tous les modbles, la tempirature de la paroi intkrieure suit le m&me profil que celui du gaz qui lui correspond. Dans le cas de tous les modbles, B l’exception de celui de Brooks, les tempkratures de la paroi intkrieure aux extremites du four sont semblables, B 250 “C prbs. La tempkrature maximale et la position de celle-ci le long du four pour les modkles de Li et Friday (1974) et Perron (1990) sont aux environs de 1550 “C et 0.3 Ll respectivement. On s’apercoit que l’ajout de l’air tertiaire, situk entre 0.6 et 0.75 L,, n’a pas un effet marque sur la temperature de la paroi pour ce qui est des modbles de Brooks (1989) et de Perron (1990).

LES CONCENTRATIONS MASSIQUES DANS LE COKE

La figure 15 donne la concentration massique du carbone dans le coke pour ce qui est de la quantite initiale prCsente de carbone dans le coke lors de l’alimentation, et ce, pour les diffkrents modbles.

Pour tous les modbles, les profils sont semblables. La diminution de la quantitk de carbone dans le lit dkpend de l’engendrement de la poussihe et de la combustion du carbone du lit. On observe une diminution plus rapide de la concentration vers 0.4 L, avec le modble de Brooks, diminution qui s’explique en partie par l’augmentation de la combustion du carbone du lit dans cette zone du four. Les valeurs moin- dres observees avec le modble de Li et Friday (1 974) et celui de Brooks (1989) signifient que la rCcupCration du coke calcine B la dkcharge est plus faible dans ces fours.

LES CONCENTRATIONS MASSIQUES DANS LE GAZ

Les figures 16, 17 prksentent les concentrations massiques dans le gaz suivant les differents modkles. La figure 16

THE CANADIAN JOURNAL OF CHEMICAL ENGINEERING, VOLUME 70, DECEMBER, 1992 I127

2, 1.0

3 f ’ 0.9 v 1 9 ,

0 0

ES 0.84 1

€ 0 0.5 I I ij f 0.0 0.2 0.4 0.8 0.8 1 .o posltlon d.ns Is kur (hrctlon da b kngruv) ((c0uknrmtduMIkk-b)

Figure 15 - Profils axiaux de la concentration massique du carbone dans le lit selon diffkrenty modbles.

0.05 ,

, . . , . . , . . , . . , 0.0 0.2 0.4 0.8 0.8 1 .o

porltlon dans lo four (hKuon do b knaurur) ((Eou*mmt du .olld. -b)

Figure 16 - Profils axiaux de la concentration massique de la poussibre de coke dans le gaz selon diffkrents modbles.

‘be 2- a

0.0 0.2 0.4 0.8 0.8 1 .o posnlon dmr lo tour (tncrlon do k longuru) (6coulmont du rolldo -a)

Figure 17 - Profils axiaux de la concentration massique des matikres volatiles dans le gaz selon diffkrents modbles.

montre la concentration massique de la poussikre de coke dans le gaz exprimke en fonction du dkbit massique total de I’azote atmosphkrique de l’air. On observe que la concentration augmente pour tous les modkles avec le parcours du gaz qui, rappelons-le, circule 2 contre-courant. Les concentrations obtenues partir des mod&les de Gordon (1969) et de Brooks (1989) sont semblables; pourtant, dans le modele de Gordon, l’engendrement de la poussikre est consider6

0.4 - N S$ . - Perron lQW - Brooks 1989

0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 .o ~ I t ~ O n drnr lo four (tnction do lo longuwr) MCOUlONnt dU rdld~ -2)

Figure 18 - Profils axiaux de la concentration rnassique en oxygkne dans le gaz selon diffkrents modbles.

comme constant le long du four, tandis que le modele de Brooks s’appuie sur I’tquation (9) du premier article pro- poste par Li et Friday (1974). On observe que dans le cas du modkle de Perron (1990), la poussikre est engendrte plus fortement dans la premibe moitii du four comparativernent a ce qui arrive dans les autres fours a I’itude.

La figure 17 donne les concentrations massiques des matikres volatiles non briiltes dans le gaz. Les concentrations au bout 2 l’alimentation du four sont toujours sernbla- bles ce qui signifie, dans une certaine mesure, que la proportion relative du dtbit de I’air total cornparte au debit de coke vert dans les difftrents fours a I’etude sont semblables, c’est-a-dire que I’efficacitC CnergCtique des fours est comparable vis-a-vis de la calcination du coke. A la fin des premiers 60 % de la longueur du four, on observe que les matikres volatiles sont disparues, a l’exception du modkle de Brooks (1989), pour lequel vers 0.7 L, la concentration en hydrogbne augmente localement. De plus, pour le modhle de Brooks, on explique le dtgagement tardif de I’hydrogkne par le profil de temldrature du coke qui, dans ce cas, est difftrent de celui des autres modeles. Apres 0.9 L, il n’y a plus de matikres volatiles dans le gaz pour tous les rnodkles. On peut observer aussi que le modele de Perron (1990) pro- pose une dkcroissance plus lente de la teneur en rnatihres volatiles dans le gaz comparativement a la dicroissance plus brusqute dans les autres modeles. Le four simule B partir du modkle de Gordon (1969) ne btnificie pas de la technologie de l’air tertiaire; pourtant aucun effet appreciable n’est observt sur la concentration. I1 est possible d’obtenir un effet des tuybes de l’air tertiaire plus important sur le profil de la concentration de l’hydrogkne lorsque la combustion vive est plus prks des tuybres, soit plus bas dans le four vers le bout de la dtcharge du coke.

La figure 18 montre la concentration massique de l’oxygkne de l’air obtenue avec les divers rnodkles. On observe que les valeurs obtenues sont difftrentes d’un modkle a I’autre, mais l’allure gtntrale des profils a plusieurs aspects en commun. En effet, si on compare les profils de la concentration de O2 des modeles de Brooks ( 1 989) et de Perron (1990), on constate un premier maximum vers 0.6 L, et un autre vers 1 .O L, h la dkcharge du coke. La courbe obtenue avec le modttle de Brooks (1989) montre que I’oxygene est consume approximativement a la mCme vitesse que celle du modkle de Perron (1990) dans la zone de combustion vive des matikres volatiles (0.4 0.6 L,) , tandis que cette mCme vitesse d’utilisation de l’oxygkne dam la zone 0.85


Auteurs

Gordon (1969)

Brooks (1989)

Perron (1990)

h 1.0 L,, plus prks de la dCcharge, est plus basse pour le modkle de Perron (1990). On explique cette diffkrence entre les modbles par la prCsence de la combustion dans le bdi- leur au bout B la dCcharge lors de la simulation avec le modkle de Brooks (1989). D’une manikre gknkrale, le profil de la concentration en oxygkne obtenu par Brooks (1989) indique qu’une augmentation du dCbit de l’air tertiaire dans ce cas amknerait une combustion plus importante des matikres volatiles dans la zone 0.4 B 0.6 L,, ce qui rapprocherait par la suite la position de la temp6rature maximale du coke du bout de l’alimentation et permettrait de rendre le procCd6 auto- suffisant en Cnergie par la combustion des matibres volatiles. Le profil obtenu par Gordon (1969) ressemble B celui de Perron (1990); cependant, on constate facilement la diffi- rence causCe par l’ajout de l’air tertiaire entre 0.6 et 0.7 L, dans les profils. On observe que la teneur en oxygkne rCsi- duel B la sortie des gaz est trks faible (<0.5 %) quel que soit le modkle.

teneur en matitres volatiles dCbit de coke vert tempkrature maximale du coke vert lors de l’alimentation du coke pourcentage des matikres

(en poids) (kg/h) ( “ C ) volatiles bdlCes

10.0 % au total 2 1636 1225 36.7

11.3 % (autre que H,) 3642 1 1333 37.0 2.0 % H,

7.1 % (H,) 2 m 1315 36.9 3.2 % (CH,) 0.3 % (goudrons)

POURCENTAGE DES MATIERES VOLATILES BROLEES DANS LE FOUR

Gordon (1 969) estime, au moyen d’un bilan d’knergie de la simulation que 36.7 % des matikres volatiles au total briilent dans le four. Brooks (1989) obtient, B partir d’un bilan de simulation, que 37.0 % des matikres volatiles au total con- tenues dans le coke vert bdilent dans le four. D’aprbs le modkle de Perron (1990), 36.9 % des matibres volatiles au total briilent dans le four. La mCme proportion est respectke pour la combustion en hydrogkne, en methane et en goudron. I1 apparait, malgrt les differences dans la conception et le fonctionnement des fours et la teneur variable en mat2res volatiles, que le pourcentage des matibres volatiles bdilkes varie peu.

Le tableau 5 rtsume certaines observations tirCes de cette etude comparative. On peut dCgager les points communs suivants: - la tempkrature maximale du coke est atteinte entre 0.45

et 0.55 L, ; - la combustion des matikres volatiles s’effectue principa-

lement entre 0.2 et 0.5 L,; - le profil de la tempkrature de la paroi extCrieure du four

suit sensiblement celui du gaz; - la perte en carbone du lit, par l’effet combink de la com-

bustion du carbone du lit et l’engendrement de la poussikre, est graduelle de 1’entrCe du coke jusqu’h la sortie;

- le dCgagement des matibres volatiles s’effectue entre 0.05 et 0.5 L,;

- le dCgagement de l’eau contenue dans le coke vert s’effectue entre 0.05 et 0.2 L,;

- I’apparition de la poussikre s’effectue graduellement le long du four, mais elle est plus importante entre 0 et 0.4 L,;

- la concentration en oxygbne dans le gaz B la sortie du four est infkrieure B 1 %.

- la contribution CnergCtique de la combustion des matikres volatiles dans le four varie entre 56 % et 71 % du total de 1’Cnergie nCcessaire dans le four;

- le pourcentage en poids des matibres volatiles qui bra- lent dans le four est approximativement de 37 %.

RCsumC des rksultats de ce travail

Un modkle mathkmatique dttaillt B une dimension et en regime stationnaire a CtC dCveloppC pour Ctudier le pro- cCdC de la calcination du coke de pCtrole dans les fours rotatifs.

La mCthode numCrique de Adams-Moulton a CtC utilisCe pour rtsoudre un systbme form6 de 14 equations dif- fkrentielles. La solution obtenue n’est pas fortement dkpendante du pas d’intkgration pour des valeurs en deqi de 0.5 m.

La simulation du procCdC baske sur une journCe normale de production B partir du prisent mod&le, a permis de dCgager les points suivants: - aux alentours de 37 % du total des matikres volatiles brCile

B l’intdrieur du four. Cette combustion fournit 71.6 % du total de l’tnergie libCrCe, le reste Ctant rtparti entre la combustion du carbone du coke (14.6 %) et la combustion des poussibres (13.8 7%);

- 55.2 % de 1’Cnergie totale du proc&C dCgagC par les combustions est utilisk par le coke. 34.2 % de cette Cnergie sert B chauffer les gaz, dont 30 % en particulier dans le cas de l’azote atmosphCrique. Les pertes par les parois du four reprCsente 2.7 % de I’Cnergie totale du procCdC;

- la puissance de chauffage dans le four a 1’Ctude est d’environ 21.8 MW. Cette puissance est libCrCe principalement vers 24 m B partir du bout de l’alimentation en coke et en second lieu dans la zone des tuykres de l’air tertiaire.

- la combustion des particules de poussikre augmente considkrablement avec I’ajout de I’air tertiaire pour diminuer graduellement vers la sortie des gaz, tandis que la combustion du carbone du coke est plus importante lorsque le coke a dCpassC 1es tuykres et se dirige vers la dkcharge.

- la tempkrature maximale du coke est atteinte dans la pre- mikre moitiC du four. Le coke y est chauffk principalement par le gaz et ensuite par les rtfractaires tandis que la seconde moitiC, il est refroidi d’une manikre semblable par le gaz et les rkfractaires.


- en ce qui a trait au procCdC et au four B l’ttude, on trouve les plages suivantes pour les coefficients de transfert de la chaleur par rayonnement, convection et conduction: hrgs = 121; h, , = 157; h,, = 390; 75 < h, < 380; h,, = [ 1/66 B 1/28] hcgs; hcoa = h,, et h,, = [ 113 a 21 h,.

- le profil de la temptrature de la paroi inttrieure suit celui du gaz;

- la vitesse de chauffage du coke, dans la zone de tempCra- ture de 500 “C B lo00 “C, varie entre 100 “C/min et 150 “C/min;

- la poussikre joue un r81e important au niveau des pro- priCtts radiatives du gaz. L’CmissivitC de ce dernier augmente de 0.15 B 0.50 de l’entrte de l’air frais au bout de la dCcharge jusqu’h la sortie du gaz 51 l’autre extrimitt;

- les matibres volatiles sont dtgagies dam les premiers 35 m du four B partir de l’alimentation, soit avant les tuykres de l’air tertiaire;

- la concentration massique du gaz en oxygbne B la sortie est infkrieure B 0.5 % , ce qui signifie que la quantitt d’air injectCe influence celle des matibres volatiles briilbes B l’intkrieur du four;

- l’engendrement des particules de poussibre est plus importante vers le bout de l’alimentation en coke vert lorsque l’humiditk du coke a Ctb dCgagCe. Le dCgagement de l’hydrogbne fait augmenter sensiblement la production de la poussikre, tandis que l’air tertiaire ne la fait augmenter que faiblement.

- dans la zone du dkgagement des matibres volatiles, la vitesse axiale du coke augmente approximativement de 100 % , tandis que la vitesse transversale des particules de coke B la surface du lit augmente modCrCment ( ~ 1 2 . 5 X).

Conclusion

Le modble propod donne une description dttailiCe du pro- cCdt de calcination du coke 06 l’on tient compte de tous les transferts de chaleur importants, ainsi que du transport du lit avec dktermination des vitesses variables dans le sens axial et transversal du coke. Une prtdiction des qualit& du coke calcint est aussi incluse, ce qui repond B un des besoins majeurs faisant partie de 1’Ctude du procbdk. Les rQultats de simulation obtenus avec le m&ele se comparent bien aux mesures faites en usine. Une Ctude comparative de ces r6sul- tats avec ceux obtenus d’autres modbles existants rtvble plusieurs points semblables et des tendances communes. D’autres mesures en wine sont necessaires et sont en cows afin de valider plus en dCtails le modble propod, en particulier sur les tempdratures et les proprittCs du coke calcint.

APPENDICE 1

Les donnCes de la simulation

Position de la troisibme entrCe d’air tertiaire (0 = chute) 38.88

Position de la quatrikme entree d’air tertiaire (0 = chute) 40.10

Longueur du four sous la bltisse cBtC chute (0 = chute) 14.32

Longueur du four avant la bdtisse de la dCcharge (0 = chute) 57.91

Longueur du four (total) 60.0 Epaisseur des murs (Partie 1) 0. I7 Epaisseur des murs (Partie 2) 0.25 Longueur du four, partie plus mince des murs 14.32

Les paramhtres de fonctionnement du four et les parametres numeriques

Vitesse de rotation du four 0.043 (rtvls) DCbit de l’air tertiaire 2.6 (kgls) DCbit de I’air secondaire au brtileur 5.255 (kg/s) DCbit de I’air primaire au bdleur 0.0 (kgls) DCbit du combustible au bdleur (gaz naturel) 0.0 (kg/s) DCbit du coke vert (chute) 5.5555 (kg/s) Concentration des gaz inertes dans le coke

vert 0.0405 (kg/kg) Concentration de l’eau liquide dans le coke

vert 0.0925 (kg/kg) Concentration des matikres volatiles dans le

coke vert 0.107 (kgikg) Teneur en goudron des matibres volatiles

(en poids) 0.03 (kglkg) Teneur en H, des matikres volatiles (en poids) 0.6639 (kg/kg) Teneur en CH4 des matibres volatiles

(en poids) 0.3061 (kg/kg) Concentration en carbone dans le coke vert 0.76 (kg/kg) Fraction du coke brfilC dans le four 0.033 (kg/kg) Fraction du coke perdu en poussikre 0.0355 (kgfkg) TempCrature maximale estimCe du coke dans

le four 1270 ( “ C ) TempCrature d’entr6e du coke vert 5 ( “ C ) TempCratttre de sortie estimee du coke

calcinC 1080 (“C) Temperature d’entrbe estimke des gaz

(dkcharge) 15 (“C) TempCrature de sortie estimCe des produits de

combustion 970 (“C) TempCrature des rCfractaires estimte (chute) 720 (“C) Temptrature estim6e & 1’extCrieur du four

(chute) 190 (“C) TempCrature estimCe de l’air dans bltisse

(dkcharge) 25 (“C) TempCrature estim6e de l’air ?i 1’extCrieur -4 (“C) Position du dibut de l’inttgration numkrique 0 (m) Longueur du pas d’inttgration 0.5 (m)

Critkre de convergence pour la temgrature

Nombre de pas d’intigration pour Ccriture

Nombre maximal d’itCration de la

Valeur du pivot numCrique 0.000001 (-)

rkfractaire o.oooo1 (--)

des rtsul. (1. ,2. ,2.4.) 2 (-1

convergence 999 (-1

La gtkmdtrie du four A Les constantes des sous-modeles

Inclinaison du four 2.4 (degrt) Rayon inttrieur du four (Partie I) 1.06 (m) Rayon intCrieur du four (Partie 2) 0.98 (m) Rayon extbrieur du four (rtfractaire et acier) 1.23 (m) Position de la premibre entrke d’air tertiaire

(0 = chute) 36.44 (m) Position de la deuxibme entr6e d’air tertiaire

(0 = chute) 37.66 (m)

RCsultats (fichiers = O., Graph. = (1.,3.,5.),

Impression rksultats dans la zone du 3bme air

Constante du modkle de combustion du coke

Constante du modkle de combustion des

rtsumC simulation = 2.) 5 (-1

(oui = 1. non = 0.) 1 (-1

du lit 0.019 (-1

poussibres 60 (-1

I130 THE CANADIAN JOURNAL OF CHEMICAL ENGINEERING, VOLUME 70. DECEMBER, 1992

Diambtre moyen des particules de coke du lit 0.025 (m) Constante prC-exponen. de la comb. mat.

Constante prC-exponen. de la comb. mat.

Constante prC-exponen. de la comb. mat.

Energie d’activation de la comb. mat.



Diambtre moyen particules de pouss2res 0.5 (mm) Calibration modble gCnCration de la poussibre Aire de la section d’entrCe de l’air primaire

(briileur) 0.0644 (m2) Aire de la section d’entrie du combustible

(brilleur) 0.000927 (m’) Constante c2 du modble de la vitesse du lit de

Constante c, du modble de la vitesse du lit de

Constante c $ ~ du modble de la vitesse du lit de

Emissiviti hCmisphCrique totale de la surface

EmissivitC hCmisphCrique totale de la surface

EmissivitC hCmisphCrique totale de la surface

Facteur multiplicatif du digagement

Remerciements

vola. (H2) 2.2900E+ 13 (mol/cm3 . s)

vola. (CH,) 1.3000E+13 (mol/cm3 s)

vola. (gou.) 1 .€WOE+ 13 (mollcm’ - s)

volatiles (H2) 75240 ( J h o l )

volatiles (CH,) 196460 (Jlmol)

volatiles (gou.) 131670 (J/mol)

0.0003109 (-)

coke 188.4 (-)

coke 0.000496 (-)

coke 0.0285 (-)

du lit 0.80 (-)

rkfractaire 0.90 (-)

ex tCrieure 1.00 (-)

d’hydrogene 1.5 (-)

Ces travaux font partie d’un projet conjoint entre I’Universiti du Quebec i Chicoutimi, le Centre de recherche et de dhveloppe- ment Arvida (CRDA) de la compagnie Alcan Internation$ Limitie, la SociCtC d’tlectrolyse et de chimie Alcan LimitCe (SECAL) de Jonquibre, Quebec, Canada et 1’University of British Columbia, Vancouver, Canada. Les auteurs remercient leurs collbgues de recherche B ces endroits pour leur etroite collaboration, essentielle B la rialisation de ces travaux. Les auteurs soulignent la contribution financibre du Conseil de recherches en sciences naturelles et en genie du Canada (CRSNG) ainsi que de la part d’Alcan au projet.

Nomenclature

h L

Indices infirieurs

cOu = convection air ambiant/paroi extkrieure, - cgs = convection gazlcoke, - cgw = convection gaz/mur, - cws = conduction murlcoke, - rOu = rayonnement air ambiantlparoi extCrieure, - rgs = rayonnement gazlcoke, - rgw = rayonnement gazlmur, - rws = rayonnement mur/coke, - t = total, -

= coefficient de transfert de la chaleur, W/m2 a “C = longueur du four, m

Indices supirieurs

- = valeur moyenne, -

RCfCrences

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Manuscript received March 20, 1991; revised manuscript received November 22, 1991; accepted for publication December 23, 1991.


Modélisation d'un four de calcination du coke de pétrole: II. Simulation du procéd

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