rapport final.docx

- 1 -
Dédicaces
À MES TRES CHERS PARENTS
Vous avez fait de moi ce que je suis aujourd’hui, je vous dois tout.
Que ce modeste travail soit le fruit de vos innombrables sacrifices,
Puisse Dieu vous accorder santé, bonheur et longue vie.
À MON FRERE ET MA SŒUR
À MA FAMILLE
À MES AMIS

- 2 -
Remerciements
Au terme de ce travail, je tiens à adresser mes sincères remerciements à tous ceux qui m’ont
aidé pour la réalisation de ce projet de fin d’études, et en particulier :
Mr. CHAAIR HASSAN mon encadrant pédagogique à FST Mohammedia, pour
l’encadrement exemplaire, les conseils directifs ainsi que le soutien et la disponibilité
permanents qu’il m’a prodigué tout au long de la période du stage, mes professeurs du
département du génie des procédés et environnement pour leur disponibilité, leur écoute et les
conseils pertinents qu’ils nous sont prodigué au cours de notre formation ainsi que pour la
réalisation de ce travail.
Mes sincères remerciements à mon parrain de stage Mr KAMAL KHAMLACH au sein de
Pakistan Maroc phosphore, pour ses précieux conseils rendant mon stage très enrichissant. Je
tiens aussi à remercier chaleureusement Mr TARIK EL OTMANI, Mr LAROUI, Mr BASSI,
Mr El HEDDAOUI, Mr JOURRAIFFI, Mr AIT BAADI ainsi que tout l’autre personnel de
l’atelier phosphorique.

- 3 -
Résumé



Le présent travail a comme objet l’étude de l’évaporation sous vide dans le
procédé de production d’acide phosphorique à PAKISTAN MAROC
PHOSPHORIQUE (PMP) afin d’optimiser la consommation de la vapeur d’eau et
d’améliorer la productivité.
Pour ce faire, on a commencé ce travail par un diagnostique de l’usine sur une
base de donnée de l’année 2010, qui a montré que le taux d’arrêt des échelons
d’évaporation sous vide influence sur la consommation de vapeur d’eau et la
production de l’unité.
C’est pourquoi on a porté notre intérêt sur l’amélioration des performances de
l’unité d’évaporation sous vide, par la proposition d’installer un échangeur
tubulaire pour préchauffer l’acide 28%, qui permet d’optimiser la quantité de
vapeur d’eau qui alimente le grand échangeur.
Finalement pour remédier au problème du bouchage du condenseur, on a
proposé d’installer une unité de récupération du fluor sous forme d’acide
fluosilicique .



- 4 -
Abstract

This work aims to study and improvement of vacuum evaporation in the process
of producing phosphoric acid in PAKISTAN MOROCCO PHOSPHORIC
(PMP), in order to find solutions to optimize the consumption of steam and
improve productivity.
To do this, we started this work with a diagnosis of the plant on a database of
2010, showed that, the discontinuation rate of the vacuum evaporation units
influence the consumption of steam and production unit.
That's why we focused our interest on improving the performance of the
concentration section of the proposal to install a tubular heat exchanger to
preheat acid 28%.
Finally, to remedy the problem of clogging of the condenser, it was proposed to
install a fluorine recovery unit as fluorosilicic acid.


- 5 -
Liste des figures
Figure 1 : Synoptique de la Ligne Pakistan Maroc Phosphore (PMP)……………....................7
Figure 2: Vue de l’atelier sulfurique …………………………………..……………….............8
Figure 3: Vue de l’atelier phosphorique………………………………………….…………......8
Figure 4 : Vue de la centrale thermoélectrique…………………………………….…………....9
Figure 5 : Différentes étapes de production d’acide phosphorique ………………….…………19
Figure6 : Schémas de la section manutention et broyage……………………………………....21
Figure7 : Schéma de la section attaque filtration…………………………………………….....24
Figure8 : Schéma de clarification d’acide 28%...................................................................25
Figure9: Schéma de la section concentration (évaporation sous vide) d’acide 28%................27
Figure 10 : Schéma bloc d’atelier phosphorique………………………………………............34
Figure 11 : Schéma bloc d’attaque filtration…………………………………………………....35
Figure 12 : Schéma bloc de concentration……………………………………………..............37
Figure 13 : Résumé de bilan d’eau au niveau d’atelier phosphorique……...…………..……...38
Figure 14 : Schéma bloc d’attaque filtration…………………………………………..............38
Figure 15 : Comparaison de la consommation de la vapeur réalisée et prévue pour
l’atelier de PAP en 2010……………………………………………………….……50
Figure 16: Pourcentage du taux de disponibilité des 4 échelons en 2010………..............……51
Figure 17: La comparaison du taux de disponibilité, la cadence de la marche et la
productivité des 4 échelons en 2010……………………………………………......52
Figure 18: Comparaison de la consommation spécifique par rapport à la consigne……….…..56
Figure 19 : Schémas descriptif de l’échangeur à tube et à calandre…………………………....60
Figure 20 : Schéma bloc du bouilleur………………………………………………………..…68
Figure 21 : Schéma bloc du séparateur……………………………………………………..….69

- 6 -
Figure22 : Schéma de l’unité de récupération de fluor………………………….…………...…72
Liste des tableaux
Tableau 1: Composition de phosphate sédimentaire au Maroc…………………………………12
Tableau 2: Influence des principaux éléments de minerai de phosphate sur les différentes étapes
de production……………………………………….............................................16
Tableau 3 : Composition du minerai à l‘entrée de la cuve d’attaque…………………………...30
Tableau 4 : Débits d’acide sulfurique pour les différentes réactions dans la cuve
d’attaque…………………………….……………………………………………...32
Tableau 5 : Débits de gypse pour les différentes réactions……………………………………..33
Tableau 6 : Résumé des résultats du bilan global………………………………………………34
Tableau 7 : Bilan sur solide au niveau de l’atelier phosphorique…………………………..…..39
Tableau 8 : Bilan sur le fluor au niveau de l’atelier phosphorique……………………………..40
Tableau 9: Bilan sur l’alumine au niveau de l’atelier phosphorique……………………….…..40
Tableau 10 : Bilan sur le fer au niveau de l’atelier phosphorique……………………………...40
Tableau 11 : Bilan sur la silice au niveau de l’atelier phosphorique…………………………...41
Tableau 12 : Bilan sur le magnésium au niveau de l’atelier phosphorique ………………..…..41
Tableau 13 : Bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon I……………………....44
Tableau 14 : Bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon J…………………….…45
Tableau 15 : Bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon K……………………...46
Tableau 16 : Bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon L……………………....47
Tableau 17 : Taux d’arrêts et son influence sur la production…………………………...……..53
Tableau 18 : L’influence du titre d’acide dilué sur la productivité de l’échelon…………….....54
Tableau 19: comparaison de la consommation de la vapeur entre le PAP et l’utilité………….56

- 7 -
Tableau 20 : Nombre des heures d’arrêts causés par la formation des fluosilicates …………..57
Tableau 21: pourcentage des arrêts en heures causés par la formation des fluosilicates……….58
Tableau 22: La quantité d’énergie optimisée après l’installation du nouvel échangeur………..62
Tableau 23: Représentation du gain après le préchauffage……………………………………..62
Tableau 24: Caractéristiques des fluides d’échange…….……………………………………...63
Tableau 25: Facteurs de correction de l’échangeur………………………………………….....64
Tableau 26 : Caractéristique des faisceaux coté tube…………………………………………..64
Tableau 27 : Caractéristique de la calandre ……………………………………………………64
Tableau 28 : Pertes de charge à l’intérieur des tubes …………………………………………..65
Tableau 29: Pertes de charge à l’extérieur des tubes…………………………………………...65
Tableau 30 : Résistance d’encrassement………………………………………………………..65
Tableau 31 : Le prix d’échangeur……………………………………………………………….66
Tableau 32 : Bilans partiels matière effectués sur le bouilleur de chaque échelon………….….69
Tableau 33 : Bilans partiels matière effectués sur le séparateur de chaque échelon……………70

- 1 -
SOMMAIRE
INTRODUCTION............................................................................................................................................- 3 -
CHAPITRE 1: DESCRIPTION DU CHAMP D’APPLICATION ...............................................................................- 4 -
I. HISTORIQUE.........................................................................................................................................- 5 -
II. PRESENTATION DU COMPLEXE INDUSTRIEL/POLE CHIMIQUE/ JORF LASFAR.......................................- 5 -
1. ACTUALITES DU GROUPE OCP..............................................................................................................- 6 -
2. PRESENTATION DE PAKISTAN MAROC PHOSPHORE.............................................................................- 7 -
A. ATELIER SULFURIQUE...........................................................................................................................- 8 -
B. ATELIER PHOSPHORIQUE .....................................................................................................................- 8 -
C. ATELIER DES UTILITES...........................................................................................................................- 9 -
D. ATELIER DE MAINTENANCE..................................................................................................................- 9 -
CHAPITRE 2:GENERALITE SUR LA PRODUCTION D’ACIDE............................................................................ - 10 -
PHOSPHORIQUE......................................................................................................................................... - 10 -
I. PROPRIETES DE MINERAI DE PHOSPHATE.......................................................................................... - 11 -
1. PHOSPHATES MAGMATIQUES ........................................................................................................... - 11 -
2. PHOSPHATES SEDIMENTAIRES........................................................................................................... - 11 -
II. LES DEUX VOIES DE PRODUCTION D’ACIDE PHOSPHORIQUE ............................................................. - 12 -
1. LA VOIE THERMIQUE.......................................................................................................................... - 13 -
2. LA VOIE HUMIDE................................................................................................................................ - 13 -
III. INFLUENCE DE LA COMPOSITION DE PHOSPHATE SUR LE PRODUIT FINI............................................ - 14 -
IV. DESCRIPTION DES PROCEDES DE FABRICATION AU SEIN DE LA PMP.............................................. - 17 -
1. ATELIER SULFURIQUE :....................................................................................................................... - 17 -
2. L’ATELIER PHOSPHORIQUE :............................................................................................................... - 18 -
A. SECTION MANUTENTION ET BROYAGE.............................................................................................. - 20 -
B. SECTION ATTAQUE ET FILTRATION.................................................................................................... - 21 -
C. SECTION CONCENTRATION ET CLARIFICATION D’ACIDE PRODUIT...................................................... - 25 -
CHAPITRE 3: BILAN DE MATIERE SUR L’ATELIER PHOSPHORIQUE............................................................... - 28 -
I. BILAN GLOBAL SUR LES PRINCIPAUX ELEMENTS DE L’ENTREE ET DE SORTIE DE L’ATELIER
PHOSPHORIQUE......................................................................................................................................... - 29 -
1. LE MINERAI DE PHOSPHATE............................................................................................................... - 29 -
2. DEBIT D’ACIDE SULFURIQUE 98,5% : .................................................................................................. - 31 -
3. QUANTITE DU GYPSE : CA3 (PO4)2....................................................................................................... - 33 -
4. DEBIT DE L’ACIDE PRODUIT 54% DE P2O5 : ......................................................................................... - 33 -
II. BILANS SUR LES IMPURETES AU NIVEAU DE L’ATELIER PHOSPHORIQUE............................................ - 34 -

- 2 -
1. DEBIT D’EAU AU NIVEAU D’ATELIER PHOSPHORIQUE........................................................................ - 34 -
2. BILANS DES IMPURETES : ................................................................................................................... - 38 -
III. ETUDE DE L’EFFICACITE DE L’ECHANGEUR TUBULAIRE :..................................................................... - 41 -
CHAPITRE 4: DIAGNOSTIQUE ET ANALYSE DE LA PROBLEMATIQUE............................................................ - 49 -
I. ETUDE ANALYTIQUES DES ECHELONS................................................................................................. - 50 -
1. LES ARRETS IMPREVUS :..................................................................................................................... - 51 -
2. LA QUALITE D’ACIDE 28% :................................................................................................................. - 53 -
3. COMPARAISON ENTRE LA CONSOMMATION DE LA VAPEUR REELLE DE PAP ET CELLE ENVOYEE PAR LA
CENTRALE THERMOELECTRIQUE ................................................................................................................ - 56 -
4. LA STABILITE DE PRODUCTION PAR ECHELON ET ENTRE LES ECHELONS............................................. - 57 -
CHAPITRE 5:LES ACTIONS CORRECTIVES :................................................................................................... - 59 -
I. PARTIE 1 : DIMENSIONNEMENT D’UN ECHANGEUR DE CHALEUR : .................................................... - 60 -
1. DETERMINATION DE LA QUANTITE DE VAPEUR OPTIMISEE :............................................................. - 61 -
2. PRESENTATION DES RESULTATS :....................................................................................................... - 62 -
3. CARACTERISTIQUE DU NOUVEL ECHANGEUR :................................................................................... - 62 -
4. RESULTATS DU CALCUL DE L’ECHANGEUR :........................................................................................ - 63 -
5. ETUDE ECONOMIQUE ........................................................................................................................ - 66 -
 EVALUATION ECONOMIQUE DU MATERIEL :...................................................................................... - 66 -
 AMORTISSEMENT DU PROJET :.......................................................................................................... - 66 -
II. PARTIE 2 : DIMENSIONNEMENT D’UNE COLONNE D’ABSORPTION: ................................................... - 68 -
1. BILAN DU FLUORE ET SILICE AU NIVEAU DE LA CAP : ......................................................................... - 68 -
2. DESCRIPTION DE L’INSTALLATION DE RECUPERATION DU FLUOR : .................................................... - 71 -
CONCLUSION.............................................................................................................................................. - 74 -
ANNEXE...................................................................................................................................................... - 76 -

- 3 -
INTRODUCTION
Dans le cadre de sa nouvelle stratégie industrielle, le groupe OCP a adopté ces dernières
années un ensemble de projets visant l’amélioration de la qualité des produits phosphatés
ainsi que la protection de l’environnement.
Dans cette optique, Pakistan Maroc Phosphore (joint venture entre le Groupe OCP et des
groupes Pakistanais) essaie d’améliorer la qualité d’acide phosphorique produit tout en
cherchant à éliminer les causes influençant les performances de l’atelier phosphorique.
Dans ce sens le présent travail consiste à faire une étude diagnostique sur l’unité
d’évaporation sous vide, afin de déterminer les actions correctives pour augmenté les
performances de l’unité ; le diagnostique permet de découvrir deux problème majeur, la
surconsommation de la vapeur qui ce passe de temps en temps et les arrêts périodique due à la
formation d’un solide blanc très dur (fluosilicates) au niveau du condenseur barométrique.
Pour envisager à ces deux problèmes, il est incontrôlable de remplacer l’échangeur à plaque
existant qui sert à refroidir les condensats obtenus de l’échangeur de la boucle d’évaporation
par un échangeur de préchauffage d’acide 28% , ce qui permet d’optimiser la consommation
de la vapeur au niveau de l’unité, et de réaliser des gains énormes en énergie. Aprés une étude
économique permettant de déterminer le prix de l’échangeur dimensionné afin de déterminer
l’amortissement et la rentabilité du projet.
Pour remédier au problème de bouchage du condenseur barométrique, on a proposé de mette
en place d’une unité de récupération du fluor sous forme d’acide fluosilicique, ce qui permet
de minimiser le taux d’arrêts, augmenter les heures du cycle de fonctionnement et d’améliorer
la productivité de l’usine.

- 4 -
DESCRIPTION DU CHAMP D’APPLICATION
RESUME :
Ce chapitre comprend une description du
groupe office chérifien des phosphates
OCP, ses activités, ses positions
géographiques dans le royaume. Après
on s’est intéressé à décrire PAKISTAN
MAROC PHOSPHORE notre champ
d’application et plus précisément l’atelier
phosphorique.
CHAPITRE
1

- 5 -
Chapitre 1
Description du champ d’application
Ce chapitre introductif est consacré à la présentation du Groupe OCP et l’usine Pakistan
Maroc Phosphore (PMP), lieu du déroulement du stage de projet de fin d’études.
I. Historique
Les phosphates marocains sont exploités dans le cadre d’un monopole d’État confié à un
établissement public créé en août 1920 par dahir, l’Office Chérifien des Phosphates, devenu
Groupe OCP en 1975.
L’activité d‘extraction et de traitement du phosphate a démarrée en 1921 à Boujniba, région
de Khouribga. En 1931, l’OCP a commencé l‘extraction en souterrain à Youssoufia. La
création de la société MAROC CHIMIE en 1965 a permis à l‘OCP de passer à une étape plus
évoluée dans le traitement du phosphate : c‘est la transformation (valorisation) de ces
minerais en acide phosphorique et en engrais. Le groupe OCP a également démarré plusieurs
miniers et a crée plusieurs sociétés et un centre de recherche (CERPHOS) dans le cadre de
son développement et sa croissance.
La production de phosphate brut est assurée dans quatre centres miniers: Khouribga,
Youssoufia, Benguerir et Boucraâ. Environ la moitié du phosphate produit est exportée
comme matière première à destination d'une quarantaine de pays à travers le monde, tandis
que l'autre moitié est livrée aux usines locales de transformation. Celles-ci sont dénommées
Maroc Chimie I et II (SAFI), Maroc Phosphore I & II (SAFI), Maroc Phosphore III – IV,
IMACID, Pakistan Maroc Phosphore et d‘autres entreprises (JORF LASFAR).
II. Présentation du complexe industriel/pôle chimique/ JORF LASFAR
Crée en 1986, et situé à 20 Km au Sud-Ouest d’El Jadida, le site industriel JORF LASFAR
a permis au Groupe OCP de doubler sa capacité de valorisation des phosphates.
Ce site industriel a été crée dans la région des Doukkala vu les avantages suivants :
Proximité des zones minières permettant son alimentation en phosphate brut
(Khouribga) ;

- 6 -
Possibilité de construction d‘un port à tirant d‘eau important ;
Disponibilité de l‘eau de mer et de l‘eau douce ;
Disponibilités de terrains pour les extensions futures.
Ces dernières années, toujours dans le cadre du développement, cette fois à l’échelle
internationale, le Groupe OCP a noué avec ses clients des partenariats durables, parmi
lesquels on peut citer :
EMAPHOS (Euro-Maroc Phosphore : 1/3 OCP, 1/3 Prayon, 1/3 CFB): ce projet a été
mené en collaboration avec des partenaires belges (Prayon) et allemands (Chemische
Fabrik Budenheim) en 1998 à JORF LASFAR ;
IMACID (1/3 OCP, 1/3 Chambal Fertiliser-Inde, 1/3 Tata Chemicals Ltd-Inde) :
démarrage d‘IMACID en 1999 à JORF LASFAR ;
PMP : PAKISTAN MAROC PHOSPHORE S.A. (50% OCP, 25% FFBL, 12,5% Fauji
Foundation, 12,5% FFCL) : démarrage en 2006 à JORF LASFAR ;
BMP: « Bunge – Maroc Phosphore », 50 % OCP; 50 % BUNGE/Brésil: démarrage en
2009 à JORF LASFAR.
1. Actualités du Groupe OCP
Dans le cadre d’une politique adoptée par le Groupe et qui accorde beaucoup d’intérêt à la
gestion des ressources naturelles et humaines et à l’environnement, le groupe OCP vise la
réalisation de nouveaux projets phares parmi lesquels, on cite :
Le transport du minerai sous forme de pulpe de phosphate par le moyen de pipelines
de Khouribga jusqu’aux unités de production à Jorf Lasfar (de même pour Safi, un pipeline
qui relie les minerais de Gantour (Youssoufia & Benguérir) au complexe chimique) ;
La mise en œuvre des unités de dessalement d’eau de mer qui couvriront les besoins
des complexes chimiques ;
La réalisation d’une plate-forme chimique internationale pour la production des
engrais au complexe Jorf Lasfar ;
Le programme de responsabilité environnementale de l'OCP (arrêt du rejet du
phosphogypse).

- 7 -
2. Présentation de Pakistan Maroc Phosphore
PMP est une entreprise réalisée dans le cadre d’un partenariat entre le groupe OCP (50%) et
les groupes pakistanais Fauji (12,5%) et FFBL (12,5%). L’usine PMP, qui a démarré en 2006
au sein du complexe industriel Jorf Lasfar, et dont l’effectif est à peu près 180 personnes,
profite des avantages suivants :
 La disponibilité des matières premières et des conditions favorables pour la
production;
 La proximité du port avec un grand tirant d’eau ;
 L’alimentation en eau de mer et eau douce sur de faibles distances ;
 La dotation de site de grandes facilités industrielles ;
Edifiée sur une surface de 18 ha, et pour assurer une production de 375.000 tonnes/an d’acide
phosphorique, l’usine PMP dispose d’un ensemble d’ateliers qui rassemblent leurs biens et
services produits et les orientent vers un même objectif : améliorer la production d’acide
phosphorique en améliorant les conditions du travail et les performances de l’installation pour
aboutir à un produit de qualité. Les ateliers dont dispose l’usine PMP sont : l’atelier
sulfurique, l’atelier phosphorique, l’atelier des utilités et l’atelier de maintenance, la
synoptique de ces ateliers est représentée dans la figure 1.
Figure 1 : Synoptique de la Ligne Pakistan Maroc Phosphore (PMP)

- 8 -
a. Atelier Sulfurique
Le procédé de fabrication d’acide phosphorique par voie humide consiste à attaquer la pulpe
de phosphate par un acide fort. L’acide fort utilisé pour attaquer le minerai au sein de PMP est
l’acide sulfurique produit par l’atelier sulfurique dont les caractéristiques sont :
 Capacité : 1.125.000 tonnes/an ;
 Procédé : MONSANTO à double absorption.
La figure 2 montre une vue de l’atelier sulfurique.
Figure 2: Vue de l’atelier sulfurique
b. Atelier Phosphorique
C’est l’atelier central de l’entreprise, vers lequel convergent tous les produits et les services
des autres ateliers pour assurer la production d’acide phosphorique à 28% et 54% en P2O5.
Les principales caractéristiques de l’atelier phosphorique sont :
 Capacité nominale : 1325 tonnes de P2O5 par jour d’acide.
 Qualité marchande 54%.
 Procédé : JACOBS.
La figure 3 montre une vue de l’atelier phosphorique.
Figure 3: Vue de l’atelier phosphorique

- 9 -
c. Atelier des Utilités
Cet atelier est destiné à la production de l’énergie électrique par laquelle il alimente les
autres ateliers. Il est composé de :
 une centrale thermoélectrique de capacité de 32 MW ;
 L’atelier de traitement des eaux
La figure 3 montre une vue de la centrale thermoélectrique.
Figure 4 : Vue de la centrale thermoélectrique
d. Atelier de maintenance
Parmi les ateliers support, l’atelier maintenance veille à maintenir et entretenir les
équipements des installations des autres ateliers en état de bon fonctionnement. Pour ce faire,
l’équipe de maintenance au sein de PMP agit sur plusieurs niveaux : mécanique, électrique,
automatique (régulation) et au niveau du génie civil.

- 10 -
GENERALITE SUR LA PRODUCTION D’ACIDE
PHOSPHORIQUE
RESUME
Ce chapitre est consacré à une description
du procédé de fabrication d’acide
phosphorique au sein de PMP. Dans un
premier lieu on parlera du minerai des
phosphates suivi des deux voies de
production d’acide phosphorique. D’un
autre côté, l’influence des impuretés
contenue dans le phosphate sur la qualité
du produit fini.
CHAPITRE
2

- 11 -
Chapitre 2
Généralité sur la production d’acide
phosphorique
La composition du minerai de phosphate et le procédé de valorisation de phosphate influence
sur le rendement de l’atelier phosphorique et la qualité du produit fini, alors tout changement
dans la composition de la matière première perturbe la marche de l’atelier phosphorique et se
répercute sur la qualité du produit fini. Dans ce sens, ce chapitre est consacré pour la
description du procédé de fabrication d’acide phosphorique utilisé au niveau de l’usine
Pakistan Maroc Phosphore (PMP), ainsi l’impact de la composition du minerai sur l’acide
produit.
I. Propriétés de minerai de phosphate
Il existe plusieurs origines des phosphates :
 Magmatiques ou ignés ;
 Sédimentaires (plus important) ;
Chaque gisement a ses propres caractéristiques (couleur, teneur en impuretés..) et donc son
propre comportement en production.
1. Phosphates magmatiques
Ce sont des gisements de forme circulaire et de composition extrêmement hétérogènes formés
par le passage de matières magmatiques au travers de la roche. Ils sont caractérisés par une faible
surface spécifique des grains, par un haut titre en P2O5 une teneur élevée en impuretés.
2. Phosphates sédimentaires
Ce sont des phosphates d’origine marine (restes d’être vivants de la première ère géologique).
Leurs gisements sont formés de plusieurs couches relativement homogènes. Chaque couche
possède ses propres caractéristiques. Les grains de phosphates sédimentaires sont des grains
poreux de grande surface spécifique donc de grande réactivité. C’est le cas des gisements du
Maroc. La composition du phosphate sédimentaire dans les gisements Marocains est
présentée dans la tableau1.
 Phosphates métamorphiques

- 12 -
Phosphates d’origine sédimentaire altérés par la température et la pression. C‘est le cas des
phosphates chinois par exemple.
 Phosphates métamorphiques
Ce sont des phosphates sédimentaires qui ont subit une calcination pour éliminer le dioxyde
de carbone CO2 et les matières organiques.
 Phosphates calcinés
Ce sont des phosphates sédimentaires qui ont subit une calcination pour éliminer le dioxyde
de carbone CO2 et les matières organiques.
Tableau 1: Composition de phosphate sédimentaire au Maroc
Eléments pourcentage
P2O5
CaO
SO3
Fe2O3
Al2O3
MgO
F
SiO2
Na2O
K2O
CO2
Matiére organique (O2)
33
51
1.7
0.28
0.5
0.35
3.46
4.5
0.75
0.05
4.11
1.76
L
La composition du phosphate sédimentaire présenté dans le tableau 1 montre que le
phosphate sédimentaire est caractérisé par une faible teneur en P2O5 et la présence des
impuretés, ce qui influence sur le rendement et la qualité du produit fini
II. Les deux voies de production d’acide phosphorique
Deux voies, à savoir la voie humide et la voie thermique, sont envisageables pour produire de
l’acide phosphorique à partir de la roche phosphatée. Le procédé voie humide, de loin le plus
répandu, sera ici explicité plus en détail et qui est d’ailleurs la voie sur laquelle on se base à
PMP.

- 13 -
1. La Voie thermique
L’acide phosphorique produit peut être élaboré par voie thermique, par réduction de
phosphate naturel, en présence de coke et de silice, au four électrique. Le phosphore obtenu
est oxydé en P4O10 puis hydraté en acide. Les réactions sont les suivantes :
2Ca3(PO4)2 + 6SiO2 + 10C P4 + 10CO + 6CaSiO3 (R.1)
P4 + 5O2 P4O10 (R.2)
P4O10 + 6H2O 4H3PO4 (R.3)
Dans la réaction (R.1), on obtient du phosphate blanc qui est l’une des formes allotropiques
du phosphore et qui a été notée P4 bien qu’à la température de réaction la dissociation en P2
soit déjà effective ; cependant on condense les vapeurs de phosphore et le produit final de la
réaction est la molécule P4. La réaction (R.2) s’effectue par combustion du phosphore dans un
courant d’air sec en grand excès (30 `a 35%) afin d’éviter la formation d’anhydride
phosphoreux P4O6. La réaction est fortement exothermique et la température atteint 1300°C.
L’acide “thermique” obtenu lors de la réaction (R.3) représente de 5 à 10% de la production
totale d’acide phosphorique. On obtient un acide très pur (de concentration élevée). Il se
forme également, en raison de la présence de fer dans le minerai, du ferrophosphore Fe2P
(stœchiométrie approximative). Cette voie donne un acide de très haute pureté et ne conduit
pas à la formation de phosphogypse, mais reste très onéreuse et de ce fait peu à peu
abandonnée au profit de la voie humide.
2. La Voie humide
Le phosphate de calcium étant insoluble dans l’eau, les phosphates naturels doivent être
traités. Le traitement consiste à attaquer la roche phosphatée par un acide fort (en général
sulfurique même si les acides chlorhydriques ou nitriques peuvent également être usités). La
teneur en acide phosphorique est exprimée en pourcentage de P2O5.
En ce qui concerne cette voie, il s’agit d’une réaction hétérogène solide-liquide entre l’acide
en solution et le phosphate en poudre où la surface de contact est un paramètre crucial de
l’opération .Dans ce type de réaction, il y’a présence du processus physique et chimique, se
traduisant par un mécanisme à quatre étapes :
 Diffusion des réactifs de la phase liquide jusqu’à l’interface solide-liquide.
 Diffusion des réactifs de l’interface jusqu’au cœur de la phase solide.
 Réaction chimique entre les réactifs de la phase liquide et de la phase solide.

- 14 -
 Diffusion des produits de la réaction de l’intérieur vers l’extérieur dans la phase
liquide.
 Voie nitrique
L’acide nitrique peut être utilisé pour solubiliser le phosphate selon la réaction ci-dessous :
Ca10(PO4)6F2 + 20HNO3 10 Ca(NO3)2 + 6 H3PO4 + 2HF (R.4)
 Voie chlorhydrique
La voie chlorhydrique pour la production d’acide phosphorique se déroule en trois étapes :
dissolution de la roche phosphatée, contact liquide-liquide (extraction, purification, lavage) et
concentration de l’acide ; et peut être schématisée par la réaction suivante :
Ca3 (PO4)2 +6HCl 3CaCl2 + 2H3PO4 (R.5)
L’avantage de ces deux voies (nitrique et chlorhydrique) est qu’elles n’engendrent pas la
fabrication conjointe de phosphogypses.
 Voie sulfurique
L’acide phosphorique, ou plus correctement l’acide orthophosphorique H3PO4, peut être issu
de l’attaque sulfurique de roches naturelles. A ce titre, on peut dire que H3PO4 est le plus
important des dérivées de l’acide sulfurique. La réaction principale est exothermique, se
déroulant en milieu hétérogène,
Ca3(PO4)2 + 3H2SO4 + 6H2O 3(CaSO4,2H2O) + 2H3PO4 (R.6)
III. Influence de la composition de phosphate sur le produit fini
Les impuretés organiques ou minérales existant dans le milieu phosphorique influencent sur
la qualité du produit fini (taux de solide élevée), le rendement de l’atelier phosphorique
(consommation élevée en énergie, matière première et l’entretien des équipements), la
cristallisation du phosphogypse (Par leur adsorption sur des faces spécifiques du cristal, elles
altèrent la vitesse de croissance et modifient les faciès cristallin. L’énergie d’activation de la
cristallisation ainsi que la vitesse de nucléation et de croissance se trouvent modifiées ce qui
influence par conséquent la taille finale des cristaux et donc leur fiabilité.)
De nombreux composés interviennent lors de la fabrication d’acide phosphorique. Ci-dessous
nous citons les principaux d’entre eux ainsi que leurs effets principaux sur le procédé :
 P2O5 :
Une basse teneur en P2O5 entraîne les inconvénients suivants :

- 15 -
 Coût de transport élevé
 Teneur élevée d’impuretés
 Quantité élevée de phosphogypse, ce qui défavorise la productivité du filtre et
l’efficacité du lavage.
 Carbonate
Outre la consommation excessive d’acide sulfurique, ils donnent en présence des matières
organiques décomposées des mousses responsables du blocage de la croissance des cristaux
de gypse et des entraînements d’acide phosphorique lors de sa concentration.
 Fluor :
Le ratio F/ P2O5 est assez constant dans le phosphate (généralement fluoroappatite), Amène à
des problèmes de corrosion (si on a un déficit de silice réactive) et problèmes de pollution
atmosphérique.
 Silice :
Si elle est réactive, elle se lie avec le fluor pour former du H2SiF6. C’est positif car cela
diminue l’effet corrosif du fluor. En général on ne considère que le rapport molaire
𝑆𝑖𝑂2𝑟é𝑎𝑐𝑡𝑖𝑣𝑒
6𝐹
> 1. Si le rapport est inférieur, on a le risque de formation de l’HF. Un excès de
SiO2 soluble peut avoir un effet négatif sur la filtration par formation de gel de silice. Sous
forme de quartz, elle diminue la filtrabilité du gypse. Al et Mg se lient également avec le
Fluor (formation de L’AlF6O3-
et MgF2).
En grande quantité, la silice non soluble (tel le quartz) érode fortement les appareils
(broyeurs, agitateurs attaque, pompes à bouillie…).
 Fe2O3 :
Le fer a un effet important sur la viscosité de la bouillie qui affecte à son tour la qualité de la
filtration. Forme des composés insolubles contenant du K, PO4. Ces composés se forment lors
de la concentration.
 Al2O3
A un effet positif car se lie avec le F (formation de AlF6
3-
).on trouve généralement de 0,1
(limite basse) à 1% (limite haute) de Al2O3 dans le phosphate. On en l’ajoute parfois pour
améliorer la cristallisation : valeur minimum environ 0,4% Al2O3 dans l’acide faible produit.
 Fe +
, Al+
:
Ces composés peuvent former des précipités complexes à la concentration qui sont
responsables de pertes importantes en P2O5.

- 16 -
 MgO :
Est reconnu par son influence sur la viscosité. Jusqu’à des teneurs (<0,8% de MgO), la
réduction de la filtrabilité et du rendement chimique est faible. Par contre à des hautes teneurs,
les réductions sont importantes ;
 Na2O et K2O :
Les teneurs supérieures à 0,2% sont considérées comme élevées. Ces éléments forment des
sels de silice responsables de nombreuses incrustations (fluosilicates principalement).
 Chlore (Cl)
Sa teneur doit être limitée à 300 ppm. Au-delà, on risque de rencontrer des problèmes de
corrosion importants.
Tableau 2: influence des principaux éléments de minerai de phosphate sur les
différentes étapes de production
Eléments Lieu Conséquences
% faible en P2O5 Attaque-filtration - Augmentation des
consommations spécifiques du
phosphate et de l’acide
sulfurique
% élevée en CO2 Cuve d’attaque - Formation de mousses
- Diminution de rendement
% faible en SiO5 Attaque-filtration - Faible cristallisation
- Faible filtration
- Diminution de rendement
% élevée en Al2O3 - Attaque-filtration
- Concentration
- Stockage d’acide
- Bonne cristallisation de gypse
- Encrassement des échangeurs
- Encrassement des circuits et des
bacs
% élevée en MgO-Fe2O3 - Concentration - Augmentation de la viscosité de
l’acide
% élevée en Na2O - Attaque-filtration
- Concentration
- Stockage d’acide
- Encrassement
- Encrassement des échangeurs
- Encrassement des circuits et des
bacs

- 17 -
IV. Description des procédés de fabrication au sein de la PMP
1. Atelier sulfurique :
La fabrication de l’acide sulfurique est réalisée en trois étapes :
- Combustion ;
- Conversion ;
- Absorption.
Ces réactions sont exothermiques, permettant un gain énergétique pour ramener les
températures à des valeurs maximisant les rendements des transformations précédentes et
permettant la production de vapeur.
 Combustion :
Le soufre est reçu à PMP sous forme liquide : fondu et filtré. Il est stocké dans deux bacs
réchauffés pour le maintenir à l’état liquide.
Le soufre liquide passe dans une fosse pour qu’il soit pompé vers le four où se fera la
combustion avec l’air sec. Ce dernier qui provient de la tour de séchage après avoir été aspiré
par la turbo soufflante. Au niveau du four, il y a combustion du soufre qui donne le gaz SO2 à
une température de 1120°C.
L’équation de la réaction est :
S + O2 ==> SO2
Ensuite, le gaz SO2 passe par la chaudière pour se refroidir et par la suite on obtient de la
vapeur à haute pression qui va vers la centrale et vers la turbosoufflante après un circuit de
surchauffe pour obtenir une vapeur surchauffée.
 Conversion :
Le gaz SO2 est envoyé vers le convertisseur de 4 masses catalytiques de pentoxyde de
vanadium, dans le but de le transformer en SO3 selon la réaction exothermique :
SO2 +
𝟏
𝟐
O2 <==> SO3
Lors du passage d’une masse à la suivante les gaz SO2 et SO3 est refroidit par l’intermédiaire
d’échanges thermiques gaz / gaz ou liquide /gaz.
 Absorption :
C’est la dernière étape du processus, elle consiste à absorber le gaz SO3 provenant du
convertisseur et le transformer en acide sulfurique H2SO4 au niveau des deux tours
d’absorption intérimaire et finale.

- 18 -
SO3 + H2O ==> H2S04
Ensuite l’acide sulfurique est stocké pour être acheminé vers l’atelier phosphorique et en
faible quantité vers l’atelier de traitement des eaux.
2. L’atelier phosphorique :
L’usine d’acide phosphorique du Pakistan Maroc Phosphore (PMP) conçue pour produire
375.000 T/an de P2O5 en tant qu’acide Phosphorique de qualité 54% par le processus de
dihydrate de procédé JACOBS. Le taux de fonctionnement instantané de conception est
1325tonnes/jours de P2O5. La figure 5 présente les différentes étapes de fabrication de l’acide
phosphorique par le procédé JACOBS.

- 19 -
Figure 5 : les différentes étapes de production d’acide phosphorique
Acide phosphorique 28%
Stockage et clarification
d’acide phosphorique 28%
Concentration d’acide
phosphorique 28%
Stockage et clarification
d’acide 54% non clarifié
Stockage d’acide phosphorique
clarifié
Stockage d’acide
marchand
Trémie
Bac de préparation de la
pulpe
Crible
(Sélection des particules <
ou = à 500 µm)
Broyeur
Bac de stockage de la
pulpe
Filtration
Hangar
(Stockage de phosphate)
Eau de
procédé Eau de
procédé
Réacteur (attaque)
Acide sulfurique 98,5%
(Atelier sulfurique)
Eau de procédé
Eau de
procédé
Gypse (vers Océan)
Les boues
Les boues

- 20 -
a. Section manutention et broyage
 Stockage de phosphate
Le phosphate vient de Khouribga par les trains est stocké dans les hangars de l’infrastructure
Jorf Lasfar, puis transporté par deux convoyeurs à bande (une bande en marche l’autre en
secours) qui sont muni d’un déférailleur qui éliminent toutes les matières étrangères de nature
ferreux présents dans le phosphates brute, vers le hangar de l’usine PAKPHOS de capacité
30000T qui assure 6 jours de production.
 Préparation de la pulpe
Le phosphate brute sort du hangar par des ouvertures en bas appelé casques, qui s’ouvrent par
des vérins pneumatiques, vers une trémie de capacité 200 tonnes, après il est mélangé par
l’eau dans un bac agité afin de produire la pulpe.
La quantité de phosphate introduite dans la cuve de préparation de la pulpe est réglée à l’aide
d’une bande doseuse (dosomètre) de telle façon que la pulpe a une densité d’environ 1560 et
un taux de solide de 55%.
Le transport de phosphate vers la trémie se fait par deux convoyeurs l’un est en
fonctionnement, tandis que l’autre est en secours.
 Criblage
La pulpe obtenue subit un tamisage afin de sélectionner une granulométrie inférieure ou égale
à 500 micromètres (appelé passant), et qui va être stocké par la suite dans la cuve de stockage
de la pulpe.
Pour la pulpe qui traverse les cribles et dont la granulométrie est inférieure à 500μm, elle est
transportée à un bac (épaississeur), où elle subit un épaississement par décantation, en
ajoutant un floculant. La pulpe, de densité 1700 et à 60-66% poids de solides, obtenue après
épaississement, est pompée vers le bac à pulpe, où elle est mélangée avec celle issue du
broyage
 Broyage
Le broyage est une opération qui consiste à réduire la granulométrie du phosphate afin de
faciliter son attaque par l’acide sulfurique. La réaction chimique est d’autant plus facile que la
surface offerte aux réactifs est plus grande. En effet un broyage insuffisant, conduit à une
attaque très difficile, un temps de réaction très élevé et un rendement plus bas. Par contre un
phosphate sur broyé conduit à un degré de décomposition plus élevé, et provoque une attaque
très poussée, ce qui cause l’augmentation de la température et d’obtenir un gypse semi–
hydrate plus stable.

- 21 -
Le refus qui constitue les particules n’ayant pas passé par le crible subit un broyage dans un
broyeur à boulets d’une capacité de 51 tonnes/heure a fin de diminuer sa granulométrie à
inférieure ou égale à 500 micromètre puis rejoint le passant dans la cuve de stockage de la
pulpe.
- La quantité du minerai qui passe au broyage présente à peu près 25% de ce qui était
contenu dans la trémie ;
- Le bac à pulpe est un bac agité dont le rôle est de mélanger la pulpe issue du broyage
et celle obtenue après épaississement, et d’alimenter la cuve d‘attaque ;
- L‘épaississeur contient une boucle de recyclage dont l’objectif est de réguler la densité
de la pulpe et son taux de solide, en effectuant des recyclages vers le haut ou vers le
bas.
Figure6 : schémas de la section manutention et broyage
b. Section attaque et filtration
 Attaque et digestion
La réaction se fait dans un réacteur ouvert continu parfaitement agité de forme annulaire dont
les entrées sont l’acide sulfurique, la pulpe, l’acide phosphorique moyen provenant de la

- 22 -
partie filtration, les boues extraites des décanteurs et les effluents liquides stockés dans le bac
à effluents, et l’eau.
Afin de limiter la formation de mousses dans le réacteur, deux injections d’anti-mousse sont
prévues dans la tuyauterie à l’entrée du 1er
compartiment et au troisième compartiment du
digesteur.
La cuve d’attaque est formée d’une cuve à plusieurs compartiments. Chaque compartiment est
équipé d’un agitateur à trois rangs de pales, ce qui permet une bonne homogénéisation de la
bouillie d’attaque et le cassage des mousses qui se forment lors de la réaction.
Ca3(PO4)2 + 3H2SO4 + 6H2O 3(CaSO4,2H2O) + 2H3PO4
Les gaz de réaction sont collectés par deux ouvertures pour être envoyés vers le système de
lavage des gaz.
La pulpe de phosphate est introduite dans le 1er
compartiment de la cuve d’attaque. L’acide
sulfurique concentré et mélangé avec l’acide phosphorique recyclé venant de la filtration est
injecté dans la cuve (2eme
et 3eme
compartiment) à l’aide des trois mélangeurs, nommés
« dilueur ».
Les réactions chimiques se produisant dans la cuve d’attaque ainsi que la dilution de l’acide
sulfurique étant exothermiques, il est nécessaire de refroidir la bouillie à une température de
l’ordre de 72 -74 °C pour assurer une formation optimale de cristaux de sulfate de calcium
dihydraté, Ce refroidissement est réalisé dans un évaporateur à bas niveau – ‘LLFC: low level
flash cooler’ maintenu sous vide grâce à la pompe à vide.
La bouillie sortant de refroidisseur s’écoule vers la section digestion qui comprend trois cuves
cylindriques verticales similaires placées en série.
 Compartiment sortie flash couler (refroidisseur à vide) ;
 Compartiment d’ajustement ;
 Compartiment d’alimentation des filtres ;
Les cuves de digestion sont équipées chacune d’un agitateur à double rang de pales
hélicoïdales.
Une injection d’acide sulfurique est prévue dans la première cuve afin de favoriser la
désursaturation de l’acide.
La bouillie est alimentée dans le premier compartiment, la majeure quantité déborde au dessus
d’un déversoir de nouveau au réacteur, pour régler la température et pour garder le niveau
constant dans la cuve, l’autre quantité déborde dans le compartiment d’ajustement et puis au
compartiment d’alimentation de filtre.

- 23 -
La section de digestion permet la finition de la réaction, l’ajout d’un temps de séjour
additionnel, qui permet d’augmenter le taux de conversion, et la croissance des cristaux de
gypse.
Tout le volume de système est approximativement 2400 m3
, avec 1820 m3
dans le réacteur, et
580 m3
dans le réservoir de maturation. Tout le temps de séjour avec ce volume est
approximativement 4 heures.
 Vide attaque et assainissement
Les gaz quittant le flash cooler sont condensés au moyen d’eau de mer dans le condenseur à
contact direct. L’eau de mer usée coule vers les deux trémies des filtres à bouillie pour
l’évacuation du gypse; la mesure de température indique si le débit d’eau de mer est correct.
Avant d’être condensées, ces gaz passent dans le précondenseur où elles réchauffent l’eau
destinée au lavage des toiles du filtre; cette eau étant de l’eau de procédés ayant servi au
préalable au lavage des gaz de réaction dans le système de lavage des gaz horizontale. La
mesure de température de l’eau chaude quittant le précondenseur renseigne également la
présence d’un entraînement anormale de bouillie par le flash cooler.
 Filtration
Dans la section de filtration présentée dans la figure 7, deux filtres à bouillie, filtre A et filtre
B, séparent l’acide phosphorique et le gypse. Les deux filtres fonctionnent en parallèle.
La bouillie est alimentée vers l’auge de distribution des filtres horizontaux à cellules
basculantes sous vide dit filtre « Prayon ». Une première partie du filtrat de production,
contenant des cristaux très fins (portion trouble) et parfois légèrement diluée par l’eau restant
sur la toile, est envoyée vers l’aspiration de l’acide recyclé, le filtrat obtenu après la formation
de gâteaux qui jeu le rôle d’une surface filtrante additionnelle (ne doit pas dépassé l’épaisseur
désirée) constitue l’acide de production 28% qui va être stocké dans les cuves de stockage.
Après séparation de filtrat 28%, le gâteau de gypse est lavé à contre-courant en 2 étapes.
- Le premier lavage
Dans la première section de lavage, le gâteau de gypse est lavé avec le filtrat Acide faible. Le
liquide de lavage s’écoule par le compartiment de filtration du distributeur d’acide est pompé
ensuite par la pompe d’acide de retour en direction du réacteur. Ainsi, l’écoulement d’acide
recyclé en direction du réacteur se compose de deux courants: filtrat trouble, acide moyen.

- 24 -
- Le deuxième lavage
Dans la deuxième section de lavage, le gâteau de gypse est lavé avec l’eau gypseuse. L’eau de
lavage (acide faible) s’écoule par le compartiment de la filtration du distributeur d’acide, cet
acide est utilisé comme moyen de lavage du gâteau dans la première section via les pompes
qui sont utilisées pour pomper l’acide faible collectée dans le distributeur d’acide vers la
première section de lavage.
Le gypse est finalement déchargé, par rotation de la cellule basculante en position inversée
dans une trémie arrosée d’eau de mer devant servir à son évacuation vers la mer.
- Lavage des toiles
A la fin de cycle, les toiles filtrantes sont lavées en continu et les cellules des filtres sont
lavées par intermittence. L’eau chaude du précondenseur est utilisée comme eau de lavage des
toiles est recueillie par débit contrôlé par le niveau dans le bac de lavage de toiles. L’eau
ayant lavé les toiles vient, via la trémie d’eau gypseuse vers le bac par gravité, les niveaux
des bacs est maintenu constant par une régulation sur le solde de la quantité de l’eau pompée.
Cette eau est alors pompée vers l’auge de dernier lavage du gypse par les pompes.
Le vide est crée par une pompe qui fait une aspiration centrale des gaz en bas de filtre, ces
gaz sont séparés des gouttelettes d’acide entraînées au moyen d’un séparateur. Cet acide est
renvoyé à l’aspiration de la pompe d’acide recyclé. Puis, les gaz passent dans un condenseur,
alimenté en eau de mer, et finalement les incondensables sont cheminés vers atmosphère.
Figue7 : schéma de la section attaque filtration

- 25 -
 Stockage est clarification d’acide 28%
Cette section comprend les principaux réservoirs suivants :
- Deux clarificateurs d’acides munis de racleurs, chacun d’une capacité de 1475m3
;
- Deux réservoirs de stockage agités pour l’acide clarifié, chacun d’une capacité de 1570
m3
;
- Un réservoir de récupération des effluents, d’une capacité de 1100m3
;
L’acide 28% venant de la filtration est préalablement stocké dans le réservoir de décantation
qui permet l’élimination des particules en suspension dont la densité est supérieure à celle de
l’acide, maintenu agité par un agitateur pour ajouter a la force de gravité une force de
centrifugation, pour augmenter la décantation du solide.
Les boues accumulées au font du bassin de décantation, sont éliminées périodiquement par
un racleur de manière à le ramener vers le cône central d’extraction. Les boues sont pompées
vers la cuve d’attaque.
L’acide 28% clarifié déborde dans le réservoir de stockage situé juste prés du décanteur.
Figure 8 : schéma de clarification d’acide 28%
c. Section concentration et clarification d’acide produit
 Concentration (unité d’évaporation sous vide)
L’acide phosphorique obtenu a une concentration de 28% en P2O5. Cette faible concentration
de P2O5 entraîne les inconvénients suivants :
- Si l’acide n’est pas concentré, l’eau supplémentaire entraîne des frais de
transport plus élevés.
- L’acide n’est pas utilisable pour la fabrication de certains engrais, car une
concentration en P2O5 plus élevée est nécessaire.

- 26 -
La fonction de la concentration par évaporation de l’acide phosphorique est donc d’évaporer
l’eau excédentaire.
La section concentration se compose de quatre systèmes d’évaporation sous vide chacun
conçu pour produire 331,25 tonnes/jour P2O5.
Chaque évaporateur est constitué principalement de :
 Un bouilleur ;
 Une pompe de circulation à écoulement axial ;
 Un échangeur tubulaire ;
 Un séparateur gaz liquide ;
 Condenseur de vapeur et lavage des gaz ;
L’acide 28% venant de la section stockage et clarification subit une évaporation
(concentration) dans un évaporateur sous vide en circulation fermé.
L’acide faible est alimenté à la sortit de l’échangeur ou il se mélange avec l’acide 54%
surchauffé dans l’échangeur par de la vapeur basse pression fourni par la centrale thermique,
ce mélange entre dans le bouilleur par une pression de vapeur saturante supérieur à la pression
absolu (76mmHg) régnant dans le bouilleur cela permet d’évaporer l’eau contenant dans
l’acide à une température basse d’environ 80°c.
Le vide dans le bouilleur créer par l’eau de mer introduit dans un condenseur situé au dessus
de bouilleur par une pression permet d’aspirer les gaz contenant dans le bouilleur, ces gaz
traversent en première temps un séparateur qui permet de récupérer les gouttelettes d’acide
pour les renvoyées vers le stockage d’acide 54% via la pompe d’acide produit.
Le niveau dans le bouilleur est maintenu constant de telle façon que la quantité d’acide 28%
P2O5 qui rentre se concentre puis déborde dans un tuyau alimentant la pompe d’acide
concentré qui l’envoie vers le stockage 54% P2O5.
La vapeur de chauffage qui a effectuée son échange avec l’acide dans l’échangeur tubulaire se
condense puis se refroidie dans un échangeur à plaque par l’eau de mer et renvoyé vers le bac
à condensats de la centrale thermique.
A noter qu’on peut circuler l’acide faible dans l’évaporateur sans le mélanger avec l’acide
concentré surchauffé mais cela va augmenter le temps d’évaporation et la quantité de vapeur
utilisé.

- 27 -
Figure 9: schéma de la section concentration (évaporation sous vide) d’acide 28%
 Clarification et stockage d’acide 54%
L’acide concentré provenant des quatre pompes des échelons de concentration est pompé en
direction du répartiteur d’acide qui permet aux écoulements entrants d’être dirigés vers l’un
des deux réservoirs d’acide de refroidissement. Par débordement du réservoir via une
gouttière ouvert, l’acide entre dans le tube central du décanteur, le solide décanté est raclé sur
le fond du décanteur par le racleur de manière à le ramener vers le cône central d’extraction,
les boues sont pompées, à concentration en solides constantes, au moyen de la pompe vers le
premier réservoir de stockage d’acide faible via le distributeur de clarification 28%. L’acide
clarifié déborde en direction du bac et ensuite, il est pompé vers les deux bacs de stockage
d’acide clarifié 54%.
De ces bacs, les pompes envoient l’acide de qualité “marchand” vers le port de Jorf.
Conclusion :
On constate d’après ce qui précède que les impuretés contenues dans le minerai de phosphate
ne passent pas entièrement dans la même phase. Il existe des impuretés qui passent, en grande
partie ou totalement, dans la phase liquide (acide phosphorique), et d’autres impuretés qui
passent dans le gypse, ou à la phase gazeuse. Ainsi, chaque impureté contenue dans le minerai
de phosphate a un effet donné sur le processus de production.

- 28 -
Bilan de matière sur l’atelier phosphorique
RESUME
Ce chapitre contient les bilans de matières
sur chaque section de l’atelier
phosphorique et un bilan thermique sur
les échangeurs de l’unité concentration.
CHAPITRE
3

- 29 -
Chapitre 3
Bilan de matière sur l’atelier phosphorique
Le bilan matériel global est une analyse quantitative sur laquelle on peut se baser pour
tirer des informations en ce qui concerne le tonnage des flux de matières dans l’installation.
I. Bilan global sur les principaux éléments de l’entrée et de sortie de
l’atelier phosphorique
Dans cette partie, on calcule les débits des éléments pour une cadence de marche de 100% en
se basant sur la composition du minerai présenté en annexe B:
1. le minerai de phosphate
La capacité de production journalière est : 1325 tonne de P2O5, donc :
 Capacité en T/h est :
 Débit de phosphate brut :
débit de phosphate sec =
la production horaire
(% P2O5) ∗ rendement chimique ∗ rendement physique
débit de phosphate sec =
55,21
0,3099 ∗ 0,95 ∗ 0,89
Avec :
𝑅𝑒𝑛𝑑𝑒𝑚𝑒𝑛𝑡 𝑐ℎ𝑖𝑚𝑖𝑞𝑢𝑒 =
%𝑃2𝑂5𝑑𝑎𝑛𝑠 𝑙𝑒 𝑔𝑦𝑝𝑠𝑒 ∗ %𝐶𝑎𝑜 𝑑𝑎𝑛𝑠 𝑙𝑒 𝑝ℎ𝑜𝑠𝑝ℎ𝑎𝑡𝑒
%𝑃2𝑂5𝑑𝑎𝑛𝑠 𝑙𝑒 𝑝ℎ𝑜𝑠𝑝ℎ𝑎𝑡𝑒 ∗ %𝐶𝑎𝑜 𝑑𝑎𝑛𝑠 𝑙𝑒 𝑔𝑦𝑝𝑠𝑒
D(P2O5) =
1325
24
= 55,21 T/h
𝑑é𝑏𝑖𝑡 𝑑𝑒 𝑝ℎ𝑜𝑠𝑝ℎ𝑎𝑡𝑒 𝑠𝑒𝑐 = 210,7 𝑇/ℎ

- 30 -
 Débit de phosphate tel quel :
débit de phosphate tel que =
débit de phosphate brut
(1 − humidité)
débit de phosphate tel que =
210,7
(1 − 0,096)
 Composition du phosphate :
Tableau 3 : Composition du minerai à l‘entrée de la cuve d’attaque Sa teneur
composition du minerai à l'entrée du réacteur
l'élément la teneur en % débite en T/h
% H2O 6,626 13,961
% CO2 7,117 14,995
% P2O5 30,99 65,296
% SiO2 3,343 7,044
% CaO 50,935 107,320
% SO3 1,843 3,883
% F- 3,561 7,503
% Fe2O3 0,268 0,565
% Al2O3 0,501 1,056
% K2O 0,069 0,145
% MgO 0,453 0,954
% Na2O 0,762 1,606
cd (ppm) 21,746 0,005
Le tableau 3 montre la composition du minerai de phosphate à l’entré de la cuve d’attaque et
le débit de chaque constituants.
 Débit de pulpe alimentant le réacteur
-La teneur de la pulpe en solides est 63, 27 %, donc le débit théorique de pulpe est :
𝑑é𝑏𝑖𝑡 𝑑𝑒 𝑙𝑎 𝑝𝑢𝑙𝑝𝑒 =
𝑑é𝑏𝑖𝑡 𝑑𝑒 𝑝ℎ𝑜𝑠𝑝ℎ𝑎𝑡𝑒 𝑏𝑟𝑢𝑡
𝑡𝑎𝑢𝑥 𝑑𝑒 𝑠𝑜𝑙𝑖𝑑𝑒
𝑑é𝑏𝑖𝑡 𝑑𝑒 𝑝ℎ𝑜𝑠𝑝ℎ𝑎𝑡𝑒 𝑡𝑒𝑙 𝑞𝑢𝑒 = 225,65 𝑇/ℎ
𝑑é𝑏𝑖𝑡 𝑑𝑒 𝑙𝑎 𝑝𝑢𝑙𝑝𝑒 =
210,7
0,6327
= 333 𝑇/ℎ

- 31 -
-Le débit donné par le constructeur est égal à :
On a: 𝑑é𝑏𝑖𝑡 𝑑𝑒 𝑙𝑎 𝑝𝑢𝑙𝑝𝑒 𝑐𝑜𝑛𝑠𝑡𝑟𝑢𝑐𝑡𝑒𝑢𝑟 = 161𝑚3
/ℎ
𝑑é𝑏𝑖𝑡 𝑑𝑒 𝑙𝑎 𝑝𝑢𝑙𝑝𝑒 𝑐𝑜𝑛𝑠𝑡𝑟𝑢𝑐𝑡𝑒𝑢𝑟(𝑡𝑜𝑛𝑛𝑒/ℎ) =
161 ∗ 1662,16
1000
 Débit acide28% :
𝑑ébit acide 28% =
débit horaire de P2O5produit
rendement de concentration ∗ %P2O5dans l′acide28%
débit acide 28% =
55,21
0,98 ∗ 0,3099
-Le débit du constructeur est égal à 164 m3
/h d’acide 28%, ce qui donne un débit égale à :
𝑑é𝑏𝑖𝑡 𝑑′
𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒28% 𝑐𝑜𝑛𝑠𝑡𝑟𝑢𝑐𝑡𝑒𝑢𝑟(𝑡𝑜𝑛𝑛𝑒/ℎ) =
164 ∗ 1272
1000
2. Débit d’acide sulfurique 98,5% :
La quantité d’acide sulfurique totale introduit dans la cuve d’attaque est donnée par :
débit d′
acide sulfirique constructeur = 93m3
/h
débit d′
acide sulfirique constructeur(tonne/h) =
93 ∗ 1790
1000
𝑑é𝑏𝑖𝑡 𝑑𝑒 𝑙𝑎 𝑝𝑢𝑙𝑝𝑒 𝑐𝑜𝑛𝑠𝑡𝑟𝑢𝑐𝑡𝑒𝑢𝑟 = 267,61 𝑇/ℎ
𝑑é𝑏𝑖𝑡 𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 28% = 201,2 𝑇/ℎ
𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒28% 𝑐𝑜𝑛𝑠𝑡𝑟𝑢𝑐𝑡𝑒𝑢𝑟 = 208,75 𝑇/ℎ

- 32 -
A signaler que l’on ajoute un excès d’acide sulfurique dans la cuve d’attaque pour compenser
les pertes de phosphate en inattaqués et en syncristallisés, et on calcule également l’acide
sulfurique équivalent provenant du phosphate. Pour démontrer cette valeur, on explique les
détails de calcul dans les annexes C.
- Le tableau 4 présente les résultats obtenus dans les applications numériques précédentes,
pour les calculs des débits d’acide sulfurique consommé (ou produit) dans les 11 réactions.
Tableau 4 : les débits d’acide sulfurique pour les différentes réactions dans
La cuve d’attaque
débit réaction1 132,49
débit réaction 2 20,67
débit réaction 4 -0,90
débit réaction 5 --
débit réaction 6 --
total 192,60
- Acide sulfurique provenant du phosphate :
SO3 + H2O H2SO4
débit H2SO4 phosphate = Q(phophate sec) ∗ %(SO3) ∗
M(H2SO4)
M(SO3)
débit H2SO4 phosphate = 210,7 ∗
1,843
100
∗
98
80
𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 𝑠𝑢𝑙𝑓𝑖𝑟𝑖𝑞𝑢𝑒 𝑐𝑜𝑛𝑠𝑡𝑟𝑢𝑐𝑡𝑒𝑢𝑟 = 166,47 𝑇/ℎ
débit H2SO4 phosphate = 4,76 T/h

- 33 -
-Excès en acide sulfurique 2, 30% :
Q H2SO4-excès = excès * QH2SO4 pur
-Calcul du débit de H2SO4 pur :
débit H2SO4 pur = débit d′
excés − débit de minerai + débit réactions
débit H2SO4 pur = 2,3% ∗ QH2SO4 pur − 4,76 + 192,6
-Débit d’excès:
Q H2SO4-excès = 2,3% * QH2SO4 pur
Q H2SO4 PUR = 4,9 T/h
3. Quantité du gypse : Ca3 (PO4)2
Le tableau présente les résultats obtenus les calculs des débits de gypse consommé (ou
produit) dans les réactions présentés aux annexes.
Tableau 5 : les débits de gypse pour les différentes réactions
Réaction : (T/h)
réaction1 163,54
réaction 2 60,50
réaction 3 58,49
Réaction 4 -1,15
-Le débit de gypse produit :
-Donc pour produire une tonne de P2O5, on produit 5,1 tonne de gypse.
4. Débit de l’acide produit 54% de P2O5 :
débit H2SO4 PUR = 192,26 T/h
Q H2SO4 TOTAL(98,5%) = 195,19T/h
Q H2SO(gypse) = 281,38 T/h

- 34 -
- Débit d’acide 54% produit :
𝑄 𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54% =
𝑑é𝑏𝑖𝑡 ℎ𝑜𝑟𝑎𝑖𝑟𝑒 𝑑𝑒 𝑃2𝑂5𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑖𝑡
%𝑃2𝑂5𝑑𝑎𝑛𝑠 𝑙′𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54%
- Le pourcentage P2O5 dans l‘acide produit est 52,5 % P2O5
Donc : 𝑄(𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54%) =
55,208
0,525
𝑄(𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54%) = 105,76 𝑇/ℎ
- Débit d’acide 54% produit calculé par le constructeur :
𝑄(𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54%)𝑐𝑜𝑛𝑠𝑡𝑟𝑢𝑐𝑡𝑒𝑢𝑟 = 67,6 ∗ 1631
𝑄(𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54%)𝑐𝑜𝑛𝑠𝑡𝑟𝑢𝑐𝑡𝑒𝑢𝑟 = 110,26T/h
Tableau 6 : Résumé des résultats du bilan global
Flux Débit calculé (T/h) Débit constructeur (T/h)
Phosphate sec 210,7 -
Pulpe 333 267,61
Acide 28% 201,2 208,75
Acide sulfurique 98,5% 195,19 166,47
Acide 54% 105,76 110,26
Gypse 281,38 -
II. Bilans sur les impuretés au niveau de l’atelier phosphorique
On s’intéresse aux bilans sur les impuretés qui ont des effets importants sur la production de
l’acide phosphorique ainsi que sur sa qualité, à savoir l’eau, le fluor, l’alumine, le fer, la
silice, et le magnésium.
Les flux considérés sont les suivants :
 L’alimentation du minerai de phosphate ;
 L’acide 28% P2O5 ;
 Le gypse ;
 L’acide produit 54% P2O5 non clarifié;
 L’acide produit 54% P2O5 clarifié ;
1. Débit d’eau au niveau d’atelier phosphorique
Figure 10 : schéma bloc d’atelier phosphorique.
Humidité de phosphate
Atelier
Phosphorique
Eau de pulpe
Eau de lavage
Eau de dilution
Eau de l’acide 54%
en P2O5
Eau de gypse
Eau évaporée

- 35 -
a. Bilan eau au niveau de l’attaque filtration
Figure 11 : schéma bloc d’attaque filtration.
 Calcule débit eau d’entrée
 L’eau dans le phosphate :
𝑄𝑒1 = %𝐻2𝑂 ∗ 𝑄𝑝ℎ𝑜𝑠𝑝ℎ𝑎𝑡𝑒
𝑄𝑒1 = 13,96 𝑇/ℎ
 L’eau de pulpe :
𝑄𝑒2 = (1 − 𝑡𝑎𝑢𝑥 𝑑𝑒 𝑠𝑜𝑙𝑖𝑑𝑒) ∗ 𝑄𝑝𝑢𝑙𝑝𝑒
𝑄𝑒2 = 121,15 𝑇/ℎ
 L’eau de dilution de H2SO4 :
𝑄𝑒3 = (1 − %𝐻2𝑆𝑂4) ∗ 𝑄𝐻2𝑆𝑂4
𝑄𝑒3 = 3,85 𝑇/ℎ
 L’eau de lavage : A partir du bilan entrée-sortie
𝑄𝑒 = 𝑄𝑠 − 𝑄𝑒1 − 𝑄𝑒2 − 𝑄𝑒3
 Calcule débit eau de sortie:
 L’eau de l’acide 28% :
𝑄𝑠1 = %𝐻2𝑂 ∗ 𝑄𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 28%
𝑄𝑠1 = 76,6 𝑇/ℎ
Humidité de phosphate 13,96 T/h
Attaque/filtration
Eau de pulpe 121,15
T/h
Eau de lavage 14,01 T/h
Eau de H2SO4 3,85 T/h
en P2O5 76,6T/h
Eau de gypse 77,41 T/h
Eau évaporée (cuve
d’attaque filtration)
1,45T/h

- 36 -
 Eau de gypse
C’est l’eau qui entre dans la structure cristalline de sulfate de calcium dihydrate.
𝑄𝑠2 = 𝑄𝑠𝑜𝑙𝑖𝑑𝑒 ∗ (
2M(H2O)
M(CaSO4,2H2O)
)
𝑄𝑠𝑜𝑙𝑖𝑑𝑒 =
%CaO ph ∗ Qph
%CaO gypse
= 331,55𝑇/ℎ
𝑄𝑠2 = 331,55 ∗ (
2 ∗ 18
154,19
)
𝑄𝑠2 = 77,41 𝑇/ℎ
 Eau évaporée
L’eau évaporée au niveau de l‘attaque est calculée à partir de la relation suivante :
Qévaporée =
ΔH
ΔHL
- Calcul de ΔH au niveau du flash cooler
L’enthalpie de la bouillie à l‘entrée du flash cooler
H B.e flash = Q B.e flash CP e (TB.e − T)
Avec :
- Débit de bouillie à l‘entrée du flash cooler : 𝑄𝐵.𝑒 = 534,77 𝑇/ℎ
- Chaleur spécifique de la bouillie à l’entrée du flash cooler : Cp.e = 0,55 Kcal/Kg.°C ;
- Température d’entrée de la bouillie au flash cooler : TB.e = 83°C ;
- Température du refroidissement au sein du flash cooler (évaporateur sous vide) : T= 20°C ;
H B.e flash = 534,77 ∗ 1000 ∗ 0,55 ∗ (83 − 20)
H B.e flash = 18529774,55 Kcal/h
L’enthalpie de la bouillie à la sortie du flash cooler :
H S.e flash = Q S.e flash CP e (TS.e − T)
Avec :

- 37 -
-Débit de bouillie à la sortie du flash cooler : 𝑄𝐵.𝑒 = 534,77 𝑇/ℎ
-Chaleur spécifique de la bouillie à la sortie du flash cooler : Cp.s = 0,56 Kcal/Kg.°C ;
-Température de sortie de la bouillie du flash cooler : TB.s = 79°C ;
- Température du refroidissement au sein du flash cooler (évaporateur sous vide) : T= 20°C ;
H B.s flash = 534,77 ∗ 1000 ∗ 0,56 ∗ (79 − 20)
H B.S .flash = 17668795,13 Kcal/h
Donc :
∆𝐻 = H B.e flash − H B.s flash
∆𝐻 = 860979,42 𝐾𝑐𝑎𝑙/ℎ
- Enthalpie de vaporisation de l’eau L (en kJ.kg-1) à la température t (°C) :
L = 2535 - 2,9.t
L = 2535 - 2,9*20
- Dans ce cas, la chaleur latente d’évaporation d’eau est égale :
ΔHL = 592,58 Kcal/Kg
-Donc le débit d‘eau évaporée :
Q eau évaporée = 1,45 T/h
b. Bilan eau au niveau de la concentration
Figure 12 : schéma bloc de concentration.
Eau évaporée
91,3 T/h
Acide entrainée
dans les buées
4,13 T/h
‘ ?&
Alimentation
d’acide 28%
201,2T/h
Acide concentré
105,76T/h
Concentration

- 38 -
𝑄𝐸𝐴𝑈 = 𝑄𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 28% − 𝑄𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54% − 𝑄𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑖𝑛é𝑒
Or, l’acide entrainé par les buées est calculé par la formule suivante :
𝑄𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑖𝑛é𝑒 =
𝑑é𝑏𝑖𝑡 ℎ𝑜𝑟𝑎𝑖𝑟𝑒 𝑑𝑒 𝑃2𝑂5𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑖𝑡 – (𝑟𝑒𝑛𝑑𝑒𝑚𝑒𝑛𝑡 ∗ 𝑑é𝑏𝑖𝑡 ℎ𝑜𝑟𝑎𝑖𝑟𝑒)
𝑟𝑒𝑛𝑑𝑒𝑚𝑒𝑛𝑡 𝑑𝑒 𝑙𝑎 𝑐𝑜𝑛𝑐𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑡𝑖𝑜𝑛 ∗ %𝑃2𝑂5 𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒54%
𝑄𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑖𝑛é𝑒 = 4,13 𝑇/ℎ
𝑄𝐸𝐴𝑈 = 91,3 𝑇/ℎ
c. Bilan au niveau d’atelier phosphorique
Figure 13 : résumé de bilan d’eau au niveau d’atelier phosphorique.
2. Bilans des impuretés :
Figure 14 : schéma bloc d’attaque filtration.
Gaz
Pulpe
Acide 28%
Attaque/filtration
Acide
sulfurique
Gypse
Humidité de phosphate 13,96 T/h
Atelier
phosphorique
Eau de pulpe 121,15
T/h
Eau de lavage 14,01 T/h
Eau de H2SO4 3,85 T/h
en P2O5 48,65T/h
Eau de gypse 77,41 T/h
Eau évaporée
92,75T/h

- 39 -
 Débit de solide au niveau d’atelier phosphorique :
𝑋𝑃𝑢𝑙𝑝 𝑄𝑃𝑢𝑙𝑝𝑒 = 𝑋𝐺𝑌𝑃𝑆𝐸 𝑄𝐺𝑌𝑃𝑆𝐸 + 𝑋𝐴𝐶𝐼𝐷𝐸 𝑄𝐴𝐶𝐼𝐷𝐸
𝑋𝐺𝑌𝑃𝑆𝐸 =
𝑋𝑃𝑢𝑙𝑝 𝑄𝑃𝑢𝑙𝑝𝑒 − 𝑋𝐴𝐶𝐼𝐷𝐸 𝑄𝐴𝐶𝐼𝐷𝐸
𝑄𝐺𝑌𝑃𝑆𝐸
𝑋𝐺𝑌𝑃𝑆𝐸 =
0,66 ∗ 𝑄𝑃𝑢𝑙𝑝𝑒 − 𝑋𝐴𝐶𝐼𝐷𝐸 𝑄𝐴𝐶𝐼𝐷𝐸
𝑄𝐺𝑌𝑃𝑆𝐸
𝑋𝐺𝑌𝑃𝑆𝐸 = 0,77
Solides dans l’acide 54% non clarifié :
𝑄𝑠𝑜𝑙𝑖𝑑𝑒 𝑑′𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒54% 𝑁𝐶𝐿 = 𝑋𝑠𝑜𝑙𝑖𝑑𝑒 𝑑′𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒54 𝑁𝐶𝐿 ∗ 𝑄𝐴𝐶𝐼𝐷𝐸 54%
On a : X solides acide 54%=3,682%
Donc :
𝑄𝑠𝑜𝑙𝑖𝑑𝑒 𝑑′𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒54% 𝑁𝐶𝐿 = 3,71% ∗ 105,76
𝑄𝑠𝑜𝑙𝑖𝑑𝑒 𝑑′𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒54% 𝑁𝐶𝐿 = 3,92 𝑇/ℎ
 Résume du bilan sur solides :
Tableau 7 : bilan sur solide au niveau de l’atelier phosphorique
solide
COMPOSITION % Débit de solide
(T/h)
Pulpe 63,27 210,70
Gypse 77 216,66
acide 28% 3,68 7,40
acide54% N Cl 3,71 3,92
acide 54% CL 0,87 0,48
 Bilan de fluor
Le fluor est l’une des impuretés les plus importantes au niveau de la production d’acide
phosphorique vue les différents impacts qu’elle a sur le processus de production, notamment
son impact environnemental. Les courants qui contiennent cet élément sont :
 La pulpe (ou le minerai de phosphate) ;
 L‘acide 28% en P2O5 ;

- 40 -
 L‘acide 54% en P2O5 NCL ;
Tableau 8 : bilan sur le fluor au niveau de l’atelier phosphorique
fluor
COMPOSITION % Débit (T/h)
Pulpe 2,2 7,50
Gypse 0,43 1,08
acide 28% 1,04 2,16
acide54% N Cl 0,63 0,67
acide 54% CL 0,17 0,09
 Bilan sur l’alumine
L’alumine existe au niveau du minerai, de l’acide 28% en P2O5, l’acide 54% en P2O5, au
niveau du gypse.
Tableau 9: bilan sur l’alumine au niveau de l’atelier phosphorique
ALUMINE
COMPOSITION % Débit
Pulpe 0,32 1,06
Gypse 0,18 0,45
acide 28% 0,17 0,35
acide54% N Cl 0,24 0,25
acide 54% CL 0,25 0,14
 Bilan sur le fer
Le fer existe au niveau du minerai de phosphate, de l’acide 28% en P2O5, l’acide 54% en
P2O5, au niveau du gypse.
Tableau 10 : bilan sur le fer au niveau de l’atelier phosphorique
Fer
Pulpe 0,2% 0,56
Gypse 0,02 0,05
acide 28% 0,27 0,56
acide54% N Cl 0,34 0,36
acide 54% CL 0,48 0,27

- 41 -
 Bilan sur la silice :
La silice est contenue dans les courants suivants :
 La pulpe (ou le minerai de phosphate) ;
 L’acide 28% en P2O5 ;
 L’acide 54% en P2O5 NCL ;
 L’acide 54% en P2O5 CL ;
Tableau 11 : bilan sur la silice au niveau de l’atelier phosphorique
silice
pulpe 1,17 3,88
gypse 0,47 1,18
acide 28% 0,12 0,25
acide54% N Cl 0,22 0,23
acide 54% CL 0,22 0,12
 Bilan sur le magnésium :
Puisque le magnésium passe entièrement dans l’acide lors de la production, donc le gypse ne
contient pas cet élément.
A signaler aussi que l’eau contient le magnésium mais en concentration très faible que l’on a
négligée.
Tableau 12 : bilan sur le magnésium au niveau de l’atelier phosphorique
Magnésium
COMPOSITION % Débit(T/h)
pulpe 0,287 0,95
gypse 0 0,00
acide 28% 0,46 0,96
acide54% N Cl 0,76 0,80
acide 54% CL 0,77 0,43
III. Etude de l’efficacité de l’échangeur tubulaire :
 Bilan sur l’échangeur tubulaire :
L’objectif de cette partie est de mesurer et comparer les flux thermique et le rendement de
chaque échangeur de chaleur pour les quatre unités d’évaporation sous vide.

- 42 -
L’équation du bilan avec changement d’état (condensation d’une vapeur puis refroidissement
d’un liquide) s’écrit : 𝛷 = 𝑞𝑚𝑐 ∗ 𝐼𝐶 + 𝑞𝑚𝑐 ∗ 𝑐𝑝𝐶 ∗ (𝑇𝑠𝐶 − 𝑇𝐿)
𝛷 = −𝑞𝑚𝑓 ∗ 𝑐𝑝𝑓 ∗ (𝑇𝑆𝑓 − 𝑇𝑒𝑓)
Avec :
𝛷: Flux thermique échangé (Kcal/h) ;
𝑞𝑚𝑐 𝑒𝑡 𝑞𝑚𝑓: Respectivement débits massiques des fluides chaud et froid en (Kg/h) ;
𝐼𝐶: Enthalpie de condensation (kcal/kg) ;
𝑐𝑝𝑣, 𝑐𝑝𝐶 𝑒𝑡 𝑐𝑝𝑓: Respectivement capacités thermique massique de la vapeur, du fluide chaud
et du fluide froid (Kcal/kg. K) ;
𝑇𝑠𝐶, 𝑇𝑒𝐶 𝑒𝑡 𝑇𝐿: Respectivement température de sortie, d’entrée et de changement d’état du
fluide chaud ;
𝑇𝑆𝑓 𝑒𝑡 𝑇𝑒𝑓 : Respectivement température de sortie et d’entrée du fluide froid ;
𝑐𝑝𝑣 est déterminé à partir de la formule suivante :
𝑐𝑝𝑣 = 𝑎 + 𝑏𝑇 + 𝑐 𝑇2
(𝑒𝑛 𝐽/𝑚𝑜𝑙. 𝐾, 𝑢𝑡𝑖𝑙𝑖𝑠𝑎𝑏𝑙𝑒 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑒 300 𝑒𝑡1500𝐾)
Avec :
𝑎 = 30,330 , 𝑏 = 9,606. 10−3
, 𝑒𝑡 𝑐 = 1,183. 10−6
,
 Efficacité d’un échangeur :
L’efficacité d’un échangeur (E), est égale au quotient du flux thermique échangé par le flux
thermique maximum (lorsque la surface de l’échangeur tend vers l’infini).
Le flux thermique maximum est obtenu lorsque la température de sortie du fluide chaud est
égale à la température d’entrée du fluide froid (𝑇𝑆𝑐 = 𝑇𝑒𝑓). Dans ces conditions, et en
remplaçant 𝑇𝑆𝑓 par 𝑇𝑒𝐶 dans l’expression du flux thermique, l’efficacité d’échange est :
𝐸 =
(𝑇𝑆𝐶 − 𝑇𝑆𝑓)
(𝑇𝑒𝐶 − 𝑇𝑒𝑓)
 Rendement :
Le rendement de l’échangeur thermique (η), se définit comme le quotient du flux thermique
reçu par le fluide froid par le flux thermique cédé par le fluide chaud.

- 43 -
𝜂 =
𝛷𝑓
𝛷𝑐
 Les résultats :

- 44 -
Tableau 13 : bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon I
….:::::::: Echangeur I ::::::::….
P.V
(bar)
Débit
acide
28%
(T/h)
débit
vapeur
(T/h)
Te1
(ºC)
Ts1
(ºC)
Tc1
(ºC)
Tc2 Cp acide
(kcal/Kg)
Cpv
(kcal/kg
K)
Φf
(Kcal/h)
106
I
(Kcal/kg)
A
(Kcal/h)
106
B
(Kcal/h)
ΦC
(kcal/h)
106
E
(%)
η(%) perte
(T/h)
Pertes
(DH/h)
3 13133,4 28 81,1 83,8 157,5 117,5 0,5255 0,4573 1,86 651,84 1,83 451720,17 1,87 52,4 99,6 0,10 26,9
3 13133,4 30,7 81,9 84,8 156,3 121 0,5255 0,4559 1,99 651,84 1,96 379260,88 2 47,5 99,5 0,16 40,5
3 13133,4 30,1 82,8 85,60 155,6 122,1 0,5255 0,4560 1,93 651,84 1 ,96 346337,57 2 46,0 96,8 0,97 251,8
3 13133,4 29,7 83,3 86,1 156,1 122,5 0,5255 0,4561 1,93 651,84 1,94 329786,30 1,97 46,2 98,1 0,55 143,2
3 13133,4 29,8 83,5 86,3 156,1 122,5 0,5255 0,4561 1,93 651,84 1 ,94 330896,69 1,98 46,3 97,8 0,65 169,2
Moyenne
3 13133,4 29,66 82,5 85,32 156,32 121,12 0,5255 0,456 1,93 651,84 1 ,93 367600,32 1,97 47,7 98,4 0,49 126,3

- 45 -
Tableau 14 :bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon J
….:::::::: Echangeur J ::::::::….
P.V
(bar)
Débit
acide
28%
(T/h)
débit
vapeur
(T/h)
Te1
(ºC)
Ts1
(ºC)
Tc1
(ºC)
Tc2 Cp acide
(kcal/Kg)
Cpv
(kcal/kg
K)
Φf
(Kcal/h)
106
I
(Kcal/kg)
A
(Kcal/h)
106
B
(Kcal/h)
ΦC
(kcal/h)
106
E
(%)
η(%) perte
(T/h)
Pertes
(DH/h)
3 13133 ,4 28,3 83,6 86,3 157,5 114,1 0,5255 0,4573 1,86 651,84 1,85 553337,09 1,9 58,7 98,1 0,55 141,8
3 13133 ,4 28,2 83,7 86,4 156,3 114,3 0,5255 0,4573 1,86 651,84 1,84 545709,18 1,89 57,9 98,5 0,44 113,6
3 13133 ,4 28,1 83,5 86,2 155,6 113,8 0,5255 0,4573 1,86 651,84 1,83 557905,39 1,88 58,0 98,7 0,36 93
3 13133 ,4 27,8 83,5 86,2 156,1 113,7 0,5255 0,4573 1,86 651,84 1,81 554745,20 1,88 58,4 99,8 0,06 16,1
3 13133 ,4 27,6 83,3 85,9 156,1 113,1 0,5255 0,4573 1,79 651,84 1,8 567410,10 1,86 59,1 96,7 0,91 237,5
Moyenne
3 13133 ,4 28 83,5 86,2 156,32 113,8 0,5255 0,457 1,85 651,84 1,83 847602,31 1,88 58,4 98,3 0,46 120,4

- 46 -
Tableau 15 : bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon K
….:::::::: Echangeur k ::::::::….
P.V
(bar)
Débit
acide
28%
(T/h)
débit
vapeur
(T/h)
Te1
(ºC)
Ts1
(ºC)
Tc1
(ºC)
Tc2 Cp acide
(kcal/Kg)
Cpv
(kcal/kg
K)
Φf
(Kcal/h)
106
I
(Kcal/kg)
A
(Kcal/h)
106
B
(Kcal/h)
ΦC
(kcal/h)
106
E
(%)
η(%) perte
(T/h)
Pertes
(DH/h)
3 13133,4 27,6 83,6 86,2 157,5 117,5 0,5255 0,4573 1,8 651,84 18 445267,02 1,84 54,1 97,3 0,74 191,5
3 13133,4 28,6 83,4 86,1 156,3 115,7 0,5255 0,4573 1,86 651,84 186 513177,93 1,92 55,7 97,3 0,78 202,5
3 13133,4 29,5 83 85,8 155,7 115 0,5255 0,4573 1,93 651,84 192 550096,44 1,98 56,0 97,7 0,68 176,4
3 13133,4 29,4 82,7 85,4 156,1 115,6 0,5255 0,4573
1,86
651,84 192 530489,58 1,97 55,2 94,6 1,58 411,5
3 13133,4 31,1 83,8 86,8 156,1 117,8 0,5255 0,4573 2,07 651,84 203 492348,03 2,08 53,0 99,7 0,09 23,3
Moyenne
3 13133,4 29,24 83,3 86,06 156,34 116,32 0,5255 0,4573 1,91 651,84 191 506275,80 1,96 54,8 97,3 0,77 201

- 47 -
Tableau 16 : bilan thermique sur l’échangeur tubulaire de l’échelon L
….:::::::: Echangeur L ::::::::….
P.V
(bar)
Débit
acide
28%
(T/h)
débit
vapeur
(T/h)
Te1
(ºC)
Ts1
(ºC)
Tc1
(ºC)
Tc2 Cp acide
(kcal/Kg)
Cpv
(kcal/kg
K)
Φf
(Kcal/h)
106
I
(Kcal/kg)
A
(Kcal/h)
106
B
(Kcal/h)
ΦC
(kcal/h)
106
E
(%)
η(%) perte
(T/h)
Pertes
(DH/h)
3 13133,4 30,8
83,5 86,4 157,5 123,3 0,5255 0,4574 2 651,84 2 317217,95 2,04 46,2 98,1 0,57 148,9
3 13133,4 30,7
83,4 86,3 156,3 123,2 0,5255 0,4574 2 651,84 2 319275,80 2,03 45,4 98,4 0,48 124,1
3 13133,4 30,8
83,2 86,1 155,7 123,1 0,5255 0,4574 2 651,84 2 323413,62 2,04 45,0 98,1 0,58 151,3
3 13133,4 30,7
83,1 86 156,1 122,9 0,5255 0,4574 2 651,84 2 328539,12 2,03 45,5 98,4 0,49 127,7
3 13133,4 30,7
83 85,9 156,1 122,7 0,5255 0,4574 2 651,84 2 334714,67 2,04 45,7 98,4 0,50 130,1
Moyenne
3 13133,4 30,74
83,2 86,14 156,34 123,04 0,5255 0,4574 2 651,84 2 324632,23 2,04 45,6 98,3 0,52 136,4

- 48 -
L’analyse des tableaux 13, 14, 15 et 16 montre que :
 La partie la plus importante du flux thermique cédé par le fluide chaud est
consécutive à la condensation (A) ;
 Les rendements et les efficacités sont presque identique pour les quatre
échangeurs ;
 Lorsque l’efficacité d’échangeur diminue, la quantité de vapeur introduite à
l’échangeur augmente pour garder la même production.
 La principale cause décroissement de l’efficacité, c’est l’encrassement de
l’échangeur, ce qui conduit à la surconsommation de la vapeur d’eau.

- 49 -
Diagnostique et analyse de la problématique
RESUME
Ce chapitre contient une étude analytique
sur l’unité de concentration afin de
déterminer les causes de la consommation
élevée de la vapeur d’eau, et le
pourcentage d’arrêts due à la formation de
solide au niveau du condenseur
barométrique
CHAPITRE
4

- 50 -
Chapitre 4
Diagnostique et analyse de la
problématique
I. Etude analytiques des échelons
La consommation de la vapeur d’eau pour les quatre échelons est présentée dans le graphe
suivant :
Figure 15 : comparaison de la consommation de la vapeur réalisée et prévue pour l’atelier de
PAP en 2010
La consommation de la vapeur d’eau présenté dans la figure 15, montre que la consommation
de la vapeur est instable, varie suivant plusieurs paramètres tel que la cadence de marche, le
taux de disponibilité des échelons… ; pour l’année 2010, janvier, février et mars 2011, on
observe que la consommation de la vapeur pour l’unité de concentration est généralement
inférieur à celle prévue, sauf pour le mois de juillet 2010 et mars 2011.
Les principales sources de la surconsommation sont :
 Les arrêts imprévus.
 La qualité de l’acide 28%.
 La qualité de la vapeur d’eau livrée par la CTE.
 La stabilité production par échelon et entre les échelons
0
10000
20000
30000
40000
50000
60000
70000
80000
90000
PAP
Prévue

- 51 -
1. Les arrêts imprévus :
Les arrêts soit prévus ou non, causent en général une diminution du taux de production et
pénalise la productivité et induit par la suite à une surconsommation de la vapeur d’eau.
Pour cela on a calculé le taux de disponibilité moyen des 4 échelons.
Figure 16: le pourcentage du taux de disponibilité des 4 échelons en 2010
La figure 16, montre qu’on n’arrive pas à atteindre un taux de disponibilité de 100%, et pour
les mois janvier, février 2010, février 2011 ont un taux de disponibilité faible ;
L’indisponibilité des échelons de concentration est dû aux :
- Arrêts imprévus tels que le bouchage de pompes de circulation de l’acide,
déclenchement par eau de bourrage (ce derniers quoique sa durée est courte
mais sa fréquence de répétition est considérable), le déclenchement de
l’électricité suite à une anomalie au niveau de la centrale thermoélectrique,
et l’encrassement des échangeurs ….
- Arrêts prévus comme les arrêts dus à la formation du fluosilicates au niveau
du condenseur barométriques (lavage périodique) et qui nécessitent un
temps de lavage considérable et une consommation élevée de la vapeur
pour chauffer l’acide 28% et atteint le point de fonctionnement.
0%
20%
40%
60%
80%
100%
Jan-10
Feb-10
Apr-10
May-10
Jun-10
Jul-10
Aug-10
Sep-10
Oct-10
Dec-10
Jan-11
Feb-11
Mar-11

- 52 -
Figure 17.a : variation du taux de disponibilité et la cadence de marche
Figure 17.b : variation de la productivité
Figure 17: la comparaison du taux de disponibilité, la cadence du marche et la
productivité des 4 échelons en 2010
La figure 17.a, montre que la cadence de marche connue des fluctuations entre les mois et le
taux de disponibilité des échelons est faible pour le mois de janvier, février 2010 et février
2011 ;
La figure 17.b, montre que la productivité du mois de janvier 2010 est élevée, puis elle
diminue pour atteindre un taux presque constant.
On déduit que pour avoir une certaine productivité et en face de la contrainte de
l’indisponibilité des échelons d’évaporation sous vide, on augmente les cadences de
production ce qui augmente la consommation supplémentaire de la vapeur d’eau.
0%
20%
40%
60%
80%
100%
120%
Jan-10
Feb-10
Mar-10
May-10
Jun-10
Jul-10
Aug-10
Oct-10
Nov-10
Dec-10
Feb-11
Mar-11
taux de
disponibilité
cadence de
marche
0
5
10
15
20
25
30
35
40
Jan-10
Feb-10
Mar-10
May-10
Jun-10
Jul-10
Aug-10
Oct-10
Nov-10
Dec-10
Feb-11
Mar-11
(T/h)

- 53 -
On peut tirer alors que quoique le taux de disponibilité est important dans la production mais
il peut être dépassé en jouant sur la cadence afin d’avoir la productivité désirée.
Le tableau 17 présente les heures d’arrêts imprévues survenus pendant 2010 :
Si on produit à une cadence seulement de 100% on produit 15,42 tonne de P2O5/h
C'est-à-dire une production de :
Tableau 17 : taux d’arrêts et son influence sur la production
Mois Les heures
d'arrêts (h)
production de
P2O5 NCL (T)
la production
prévue (T)
cadence de
marche (%)
perte (%)
janvier 728:22:00 7074,2 22 555 63 31,36
février 330:40:00 4333,1 9 975 85 43,44
mars 575:19:00 7184,3 27 568 81 26,06
avril 659:40:00 6610,3 33 987 65 19,45
mai 480:40:00 5335,3 35 099 72 15,20
juin 328:02:00 4500,8 33 987 89 13,24
juillet 88:40:00 1257,5 33 987 92 3,70
août 180:35:00 2783,9 33 987 100 8,19
septembre 197:34:00 3167,8 33 987 104 9,32
octobre 191:55:00 2869,8 33 987 97 8,44
novembre 158:30:00 2248 33 987 92 6,61
décembre - - 33 987 99 -
2. La qualité d’acide 28% :
 Titre de l’acide :
Le titre de l’acide à l’entrée des unités de concentration doit être 28% en P2O5. Alors que le
titre en réalité connait de grandes fluctuations en fonction de la qualité du phosphate pour
atteindre parfois un titre de 25% en P2O5. Dans ce cas on doit soit augmenter la
consommation de la vapeur sans augmenter la productivité, soit réduire la cadence de marche
ce qui pénalise la productivité de l’installation.
La teneur du P2O5 dans l’acide dilué agit sur la capacité de production de l’échelon d’une
façon directe. Cette capacité diminue suivant la relation suivante :
On a: 𝑃 = 𝑄1 ∗ 𝐶1 = 𝑄2 ∗ 𝐶2
Et: 𝑉 = 𝑄1 − 𝑄2
D’ou: 𝑄1 =
𝑃
𝐶1
et 𝑄2 =
𝑃
𝐶2

- 54 -
Donc : 𝑉 = 𝑃(
1
𝐶2
−
1
𝐶2
)
Avec :
C1 =la concentration en P2O5 de l’acide dilué.
C2=la concentration en P2O5 de l’acide concentré.
Q1=le débit massique de l’acide dilué.
Q2=le débit massique de l’acide concentré.
V=la quantité de vapeur d’eau évaporée pour une tonne de P2O5.
P=production horaire en tonne de P2O5/ h.
Pour illustrer la validité de cette relation, on varie le titre d’acide 28% en P2O5 à l’entrée de
l’échelon et on calcule la productivité d’acide 54% en P2O5, pour la valeur de référence on
considère une cadence de marche de 100%, c'est-à-dire une productivité de 15.42 T P2O5/h,
les résultats sont présentés dans le tableau 18 :
Tableau 18 : l’influence du titre d’acide dilué sur la productivité de l’échelon
C1 C2 Quantité d’eau
évaporée (m3 /h)
Productivité
(T P2O5/h)
% de chute de
capacité de
production
0,28 0,54 26,5 15,42 référence
0,275 0,54 26,5 14,86 4%
0,27 0,54 26,5 14,32 7%
0,265 0,54 26,5 13,80 11%
0,26 0,54 26,5 13,30 15%
0,255 0,54 26,5 12,81 20%
0,25 0,54 26,5 12,34 24%
Lorsque le titre d’acide 28% en P2O5 diminue, la productivité de l’échelon diminue ce qui
conduit à l’augmentation de la cadence de marche pour garder la productivité prévue, donc
augmentation de la consommation de la vapeur.
 Les impuretés à l’entrée de l’échelon :
La qualité de l’acide dilué à l’entrée des échelons de concentration a une influence capitale
sur la marche de l’unité .Ses impuretés conduisent dans la plupart des cas à l’encrassement
des tubes de l’échangeur ce qui réduit l’efficacité de l’échange voire même le bouchage
complet des tubes ,car à la sortie de l’échangeur on a une température de 85,3°C est à peu prés
égale à 86 qui est une température favorisant ainsi la reconversion de l’hémihydrate-dihydrate
en anhydride insoluble dans l’eau.

- 55 -
Plusieurs impuretés sont présentes dans l’acide 28%, on citera ici les impuretés qui
influencent la CAP, en particulier les échangeurs de chaleur.
 Calcium et sulfate (CaO et SO3 ) :
Du fait que le procédé est dihydrate, la cristallisation s’opère dans un excès de SO4
2-.
Si les
ions Ca2+
sont excédentaire, les cristaux formés sont très minces ce qui provoque leur
entraînement avec l’acide .Il est à noter que les composés à base de calcium sont les
principaux dépôts des échangeurs.
 Silice (SiO2 ) :
Combiné avec le fluor améliore l’unité attaque-filtration, néanmoins le rapport SiO2 /F-
doit
être suivi avec précaution, car la présente de toute ces impuretés mènent à des réactions
chimiques secondaires dont les sels résiduaires sont les produits, ces derniers constituent les
principaux dépôts au niveau des échangeurs de chaleur et donc une réduction de cadence de
marche et la chute de capacité de production sont des conséquences immédiates d’un
encrassement prématuré de l’échangeur.
 Strontium : Sr
Le composé SrSO4 possède un minimum de solubilité à 40% de P2O5 dans l’acide. Ces
précipités peuvent causer de sérieux problèmes d’incrustation dans les échangeurs de chaleur.
Le composé SrSO4 a aussi comme effet la réduction de la capacité de l’unité de concentration
à cause des incrustations et il influence la conversion de l’hémihydrate au dihydrate.
Ainsi les impuretés influençant les échangeurs de chaleurs, vont diminuer sa capacité
d’échange et ce qui va causer par la suite une sur demande de la vapeur d’eau.

- 56 -
3. Comparaison entre la consommation de la vapeur réelle de PAP et
celle envoyée par la centrale thermoélectrique
Tableau 19: comparaison de la consommation de la vapeur entre le PAP
et l’utilité
mois PAP utilités Taux de
différence
janv-10 35946 38221 6%
févr-10 - - -
mars-10 51289 66330 23%
avr-10 46721 61145 24%
mai-10 59036 70193 16%
juin-10 75773 83106 9%
juil-10 81804 91191 10%
août-10 79047 86760 9%
sept-10 78931 86188 8%
oct-10 76234 86118 11%
nov-10 71438 82967 14%
déc-10 71886 84766 15%
janv-11 61823 73976 16%
févr-11 18120 19636 8%
mars-11 69699 80558 13%
Le tableau 19, montre que la consommation de la vapeur d’eau selon l’utilité (centrale
thermoélectrique) en tonne/h est toujours supérieure à celle consommée selon l’atelier d’acide
phosphorique (PAP) avec un taux de différance qui peut aller jusqu’à 24%.
Causes probable:
 Une fuite dans les conduites de la vapeur,
 Un problème au niveau des débitmètres (étalonnage),
 Une mauvaise isolation des conduites.
 Comparaison de la consommation spécifique :
Figure 18: comparaison de la consommation spécifique par rapport à la consigne
2.00
2.10
2.20
2.30
2.40
2.50
Dec-09
Feb-10
Mar-10
Apr-10
Jun-10
Jul-10
Aug-10
Oct-10
Nov-10
Dec-10
Feb-11
Mar-11
rélisée
consigne

- 57 -
La figure 18, montre que la consommation des mois de février dépasse la consigne, on peut
expliquer que cette augmentation durant le mois de février par la faible disponibilité des 4
échelons, ce qui conduit a augmenter la cadence de marche pour assurer la productivité
prévue pour ce mois , est alors la surconsommation de la vapeur d’eau .
4. La stabilité de production par échelon et entre les échelons
Afin de mettre en évidence l’influence de la formation du fluosilicate dans le circuit de lavage
des gaz issus du bouilleur sur la production, on va étudier la fréquence des arrêts des échelons
causées par :
 Bouchage du laveur des effluents gazeux (séparateur, condenseur) ;
 Désencrassement et lavage du condenseur.
Le tableau suivant présent les heures d’arrêts due à la formation des fluosilicates et les arrêts
totales au niveau de chaque échelon, pendant l’année 2010 :
Tableau 20 : Nombre des heures d’arrêts causés par la formation des fluosilicates
I J K L
janvier __ __ __ __
février 0 13:10 0 0
mars 26:20:00 31:49:00 41:35:00 0
avril 26:20:00 25:45:00 0 0
mai 0 6:55:00 6:25:00 4:05:00
juin 9:50:00 5:20:00 3:20:00 3:10:00
juillet 0 20:30:00 2:20:00 3:30:00
août 29:45:00 0:00:00 28:05:00 16:10:00
septembre 5:10:00 3:00:00 4:05:00 2:00:00
octobre 16:20:00 0 0 13:15:00
novembre 3:35:00 28:15:00 0 0
décembre __ __ __ __
somme 117:20:00 134:44:00 85:50:00 42:10:00
arrêts totaux 1279:45:00 1614:39:00 1421:29:00 1007:22:00

- 58 -
Tableau 21: pourcentage des arrêts en heures causés par la formation des fluosilicates
échelon % Arrêts causé par la formation de
fluosilicate
I 9%
J 8%
K 6%
L 4%
A la lecture des résultats, on constate que le pourcentage d’arrêt des échelons est significatif
du fait que le taux de formation du solide est élevé. Cela est dû à la quantité importante de
fluor qui se trouve dans l’acide 28%. Le fluor qui se trouve dans l’acide phosphorique existe
sous forme d’acide fluosilicique et fluorhydrique, ainsi que les traces des sels fluosilicates.
L’acide fluosilicique sous l’effet de la température subit une dissociation selon la réaction
suivante :
H2SiF6  SiF4 + 2 HF
Lors de la concentration d’acide 28%, une quantité importante des composés fluorés passe à
la phase vapeur, sous forme d’HF et SiF6.
En conséquence de ces phénomènes, les gaz issus du bouilleur passent à travers un séparateur
pour éliminer les gouttelettes d’acide entrainées puis les effluents gazeux passent vers un
laveur de gaz (condenseur barométrique). Sous l’effet des conditions opératoires de la
condensation qui se fait en co-courant par l’eau de mer, injectée par un pulvérisateur à
brouillard, il s’en suit que le SiF6
2
- se condensent et se combinent à Na+
pour donner Na2SiF6
qui est un solide blanc très dur dont l’épaisseur augmente avec le temps jusqu’au bouchage de
l’entrée du condenseur entrainant l’arrêt de l’échelon.
De ce fait, l’accumulation des solides formés lors du lavage des gaz nécessite un entretien
périodique de la garde hydraulique et du laveur des gaz (chaque 160 heure de fonctionnement
de l’échelon).

- 59 -
Les actions correctives :
- Dimensionnement d’un échangeur tubulaire
- Dimensionnement d’une colonne de récupération du fluor
RESUME :
Ce chapitre présente les solutions
proposées pour augmenter l’efficacité de
l’unité de concentration, ces solutions
sont : l’installation d’un échangeur de
préchauffage de l’acide 28% et une
colonne de récupération de fluor ;
CHAPITRE
5

- 60 -
Chapitre 5
Les actions correctives
Les chapitres précédents, ont permis d’étudier les différents aspects du phénomène de la
consommation supplémentaire de la vapeur d’eau, de nous donner une vison claire et détaillée
sur les problèmes existants, et même d’évaluer les performances de l’unité CAP, à ca stade on
passe à l’optimisation de la consommation de la vapeur d’eau, et elle s’effectuera en deux
parties. A la suite de l’étude technique une étude économique s’avère nécessaire afin de
justifier l’investissement dans un tel projet. Cette étude nous permettra, connaissant le
montant de l’investissement, de déterminer la rentabilité du projet.
I. Partie 1 : Dimensionnement d’un échangeur de chaleur :
Cette partie consiste à dimensionner un nouvel échangeur thermique qui va assurer le
chauffage de l’acide 28% d’une température de 58 °C à une température de 71°C, et ceci avec
des condensats récupérés, à une température de 122°C, de l’échangeur thermique existant.
Figure 19 : schémas descriptif de l’échangeur à tube et à calandre
L’ajout de cet échangeur va permettre de diminuer la température à la sortie du premier
échangeur et par conséquent diminuer la consommation de la vapeur au niveau de ce dernier.

- 61 -
1. Détermination de la quantité de vapeur optimisée :
 Calcul de la température du mélange à l’entrée du bouilleur:
Conservation de la quantité de chaleur :
Q1
̇ × Cp1 × (Tm − T1) = −Q2
̇ × Cp2 × (Tm − T2)
D’où
Tm =
Q2
̇ × Cp2 × T2 + Q1
̇ × Cp1 × T1
(Q1
̇ × Cp1 + Q2
̇ × Cp2)
Avec
Q1
̇ : Débit massique de l’acide 28% (kg/h).
Q2
̇ : Débit massique de l’acide 54% (kg/h).
Cp1 : Capacité calorifique de l’acide 28% (kcal/°K kg).
Cp2 : Capacité calorifique de l’acide 28% (kcal/°K kg).
Tm : Température du mélange (°K).
T1 : Température de l’acide 28% (°K).
T2 : Température de l’acide 54% (°K).
L’objectif est de maintenir Tm constante et de diminuer la température à la sortie du premier
échangeur, en effet l’ajout d’un deuxième échangeur pour le préchauffage de l’acide 28% va
aider à réaliser cette diminution.
 Calcul de la température à la sortie du premier échangeur après modification
apportée :
En utilisant la même formule :
𝑄1
̇ × 𝐶𝑝1 × (𝑇𝑚 − 𝑇1) = −𝑄2
̇ × 𝐶𝑝2 × (𝑇𝑚 − 𝑇2)
𝑇2 =
𝑄1
̇ × 𝐶𝑝1 × (𝑇𝑚 − 𝑇1)
𝑄2
̇ × 𝐶𝑝2
+ 𝑇𝑚
 Calcul de la quantité de chaleur échangée avant modification :
𝜙 = 𝑄𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54%
̇ × 𝐶𝑝𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54% × (𝑇𝑒 é𝑐ℎ𝑎𝑛𝑔𝑒𝑢𝑟 54 − 𝑇𝑠 é𝑐ℎ𝑎𝑛𝑔𝑒𝑢𝑟 54%)
Avec :
𝜙 : Quantité de chaleur échangée (kcal/h).
𝐶𝑝𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54% : Capacité calorifique des condensats (kcal/°K kg).

- 62 -
𝑇𝑠 é𝑐ℎ𝑎𝑛𝑔𝑒𝑢𝑟 54% : Température de sortie des condensats (°K).
𝑇𝑒 é𝑐ℎ𝑎𝑛𝑔𝑒𝑢𝑟 54 : Température de l’entrée des condensats (°K).
 Calcul de la quantité de chaleur échangée après modification :
𝜙 = 𝑄𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54%
̇ × 𝐶𝑝𝑎𝑐𝑖𝑑𝑒 54% × (𝑇𝑒 é𝑐ℎ𝑎𝑛𝑔𝑒𝑢𝑟 54 − 𝑇𝑠 é𝑐ℎ𝑎𝑛𝑔𝑒𝑢𝑟 54%)
2. Présentation des résultats :
 Quantité d’énergie optimisée :
L’ajout de l’échangeur de préchauffage de l’acide 28%, permet d’optimiser une quantité
importante de l’énergie (tableau 22), cette quantité présente un gain horaire de 314Dh/h .
Tableau 22: la quantité d’énergie optimisée après l’installation du nouveau échangeur
Tmélange Tacide 28% Tacide 54% Tac 54% E.éc Φ (Kcal/h) Φ (Kcal/h)
économisée
sans
chauffage
355,16 331 358,32 355,5 19462516,8
621144,15
avec
chauffage
355,16 348 358,23 355,5 18841372,6
Tableau 23: représentation du gain après le préchauffage
Φ (Kcal/h)
économisée
quantité
en Kg/h
prix de la
vapeur
(tonne/Dh)
Le gain en
DH/h
Gain
annuelle(DH)
621144,15 1210,45 260,00 314,72 2756928,62
3. Caractéristique du nouvel échangeur :
Une étude bibliographique nous a permis de choisir un échangeur, à tube et calandre standard
Américain TEMA (Tubular Exchanger Manufacture Association), utilisé en grande partie
dans les industries chimiques. Pour son efficacité, on adoptera un écoulement à contre courant
au lieu d’un écoulement à co-courant.
 Hypothèses de calculs :
Quelque hypothèse en été adopté afin de simplifier les calculs, à savoir :
- La vitesse d’écoulement est uniforme côté tubes et côté calandre.
- L’échangeur de chaleur fonctionne en état stationnaire.

- 63 -
- Les températures d’entrée et de sortie de chaque fluide sont uniformes sur chaque
section de passage.
 Choix des matériaux de construction :
Le matériau choisi c’est l’acier inoxydable ;
Les détails des calculs de dimensionnement de l’échangeur sont présentés dans l’annexe D.
4. Résultats du calcul de l’échangeur :
Cette partie contient les différents paramètres utiles pour le dimensionnement de l’échangeur
thermique, et les résultats de dimensionnement tel que :
- les caractéristiques des fluides chaud et froid circulant dans l’échangeur représentés
dans le tableau 24.
- Les facteurs de correction de l’échangeur (tableau 25).
- Caractéristique des faisceaux cotés tube (tableau 26).
- Caractéristique de la calandre (tableau 27).
- Pertes de charges à l’intérieur et à l’extérieur des tubes (tableau 28 et 29)
- La résistance d’encrassement (tableau 30)
 Données des fluides froid et chaud :
Tableau 24: les caractéristiques des fluides d’échange
Condensat Acide phosphorique 28%
débit massique (Kg/h) 27922,00 64300
débit massique (Kg/s) 7,76 17,86
Cp de l'eau (Kcal/Kg.K) 1,0057 0,719305
Masse molaire (g/mole) 18,0158 98
Masse volumique (Kg/m3
) 941,1 1286
Température d'entrée (K)
395 331
Température de sortie ( K)
373 344
viscosité dynamique µ ( Pa.s) 0,000225 0,002
Conductivite thermique λ
(W/m.K)
0,6839 0,449
La quantité de chaleur échangée est Q = 601267,05 kcal/h

rapport final.docx

Recommandé

Recommandé

Contenu connexe

Tendances

Tendances (20)

Similaire à rapport final.docx

Similaire à rapport final.docx (20)

Dernier

Dernier (20)

rapport final.docx