Projet de fin d’études - WADIFABOOK...IV pour m’avoir accordé ce stage au sein de son entreprise. Monsieur Saber EL YOUSFI, mon parrain de stage pour son aimable accueil, la

Rapport du Projet de Fin d’Etudes

Présenté par :

CHAIMAE EL GHZAOUI

En vue d’obtenir le Diplôme d’Ingénieur d’Etat

Spécialité : Génie des Procédés, de l’Energie et de l’Environnement

THEME :

Amélioration du cycle de production du

concentrateur 04G au sein de l’atelier phosphorique

Encadré par :

M. Saber El YOUSFI, Encadrant à l’Entreprise

M. Hicham MEFTAH, Encadrant à l’ENSA

ENSA/5.G .PROCE/2013-2014

Entreprise :

Groupe OCP Jorf Lasfar

Projet de fin d’études

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Dédicaces

Je dédie ce travail à :

Mes très chers parents

Mes frères et mes sœurs

Mes amis

Tous les ENSAistes

Ma famille

Tous ceux qui m’aiment


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Remerciements

Que tous ceux qui j’ai apporté leur aide, pour la réalisation de ce projet,

trouvent ici l’expression de ma profonde gratitude.

Je tiens notamment à remercier :

Monsieur Mustapha EL OUAFI, Le Directeur de Maroc Phosphore III et

IV pour m’avoir accordé ce stage au sein de son entreprise.

Monsieur Saber EL YOUSFI, mon parrain de stage pour son aimable

accueil, la qualité de son encadrement, ses précieux conseils, ses

encouragements, ses fructueuses orientations et son soutien tout au long du

déroulement de ce stage.

Messieurs Hamid SABIRI, Omar BELKADI et Mohamed AABAD du

service CAP-EXT pour leur disponibilité et leur coopération professionnelle

tout au long de ce stage.

Le personnel du service CAP-EXT de l’atelier phosphorique III et IV pour

leur soutien permanent et leur fraternité.

Monsieur Hicham MEFTAH, mon encadrant de l’école pour sa

disponibilité, son soutien et toute l’aide considérable qu’elle m’a fournie.

Tout le corps professoral du département Génie des Procédés, de

l’Energie et de l’Environnement de l’ENSA Agadir pour m’avoir accompagné

tout au long de ces trois années, pour la formation de qualité dispensée ainsi

que les innombrables conseils.

Toute personne ayant contribué de près ou de loin à l’élaboration de ce

travail trouve ici l’expression de ma gratitude.


Page | III

Résumé

Pour accompagner la demande croissante sur l’acide concentré, le Groupe OCP

fixe comme objectif permanent l’optimisation et l’amélioration continue de la capacité

de production. Néanmoins le concentrateur 04G heurte à des limitations de leur cycle de

production.

La présente étude a donc pour objectif la recherche des causes principales qui

provoquent la diminution du cycle de production de ce concentrateur ainsi la

proposition des améliorations pour faire face à ce problème.

Dans une première phase et afin d’évaluer l’influence des paramètres de marche

sur les consommations spécifique du concentrateur, un bilan de matière et thermique a

été réalisé.

Ensuite, Le diagnostic de l’échelon G a été fait dans un premier temps par une

comparaison entre les quatre échelons, puis par une analyse des arrêts mécanique et de

lavage périodique du concentrateur 04G

Pour agir sur les causes racines du problème et pas uniquement sur les symptômes,

une analyse des causes racines par la méthode d’Ishikawa sur la diminution de cycle de

marche et par les cinq pourquoi sur les 20 % des tubes condamnés de l’échangeur tubulaire

puisque l’indisponibilité due à ce dernier est important.

Dans une seconde phase, nous avons réalésé une étude détaillée d’un système de

lavage du toit du bouilleur, puis une installation d’un nouveau circuit d’eau brute pour

alimenter la nouvelle CAP indépendamment du circuit de l’atelier phosphorique Nord ,et

finalement une solution corrective pour remédier la situation actuelle, correspondante à

la condamnation des 20% des tubes de l’échangeur de l’échelon G.


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TABLE DE MATIERE

DEDICACES ........................................................................................................................................................... I

REMERCIEMENTS ............................................................................................................................................ II

RESUME .............................................................................................................................................................. III

TABLE DE MATIERE ....................................................................................................................................... IV

LISTE DES TABLEAUX ................................................................................................................................... VI

LISTE DES FIGURES ....................................................................................................................................... VII

INTRODUCTION GENERALE .......................................................................................................................... 1

1 CHAPITRE 1 : PRESENTATION DE L’ORGANISME D’ACCUEIL................................................... 2

INTRODUCTION ................................................................................................................................................................... 3

1.1 PRESENTATION GENERALE D’OCP ................................................................................................................... 3

1.1.1 Présentation du pôle chimie Jorf Lasfar .................................................................................................. 3

1.1.2 Présentation de Maroc Phosphore III – IV : ........................................................................................... 4

1.2 GENERALITES SUR L’ACIDE PHOSPHORIQUE ................................................................................................... 4

1.2.1 Production d’acide phosphorique par la voie thermique ................................................................ 5

1.2.2 Production d’acide phosphorique par la voie humide (attaque sulfurique) .......................... 5

1.3 PROCEDE DE FABRICATION DE L’ACIDE PHOSPHORIQUE A MAROC PHOSPHORE III – IV ....................... 8

1.3.1 Broyage du phosphate ..................................................................................................................................... 8

1.3.2 Attaque filtration ............................................................................................................................................... 8

1.3.3 Unité de stockage et de clarification de l’acide 29% en P2O5 ...................................................... 12

1.3.4 Unité de concentration (nouvelle CAP): ................................................................................................ 14

CONCLUSION .................................................................................................................................................................... 17

2 CHAPITRE 2 : BILAN DE MATIERE ET THERMIQUE DE L’UNITE DE CONCENTRATION 18

INTRODUCTION ................................................................................................................................................................ 19

2.1 BILAN THEORIQUE SUR L’ECHELON DE CONCENTRATION .......................................................................... 19

2.1.1 Bilan de matière ............................................................................................................................................... 20

2.1.2 Bilan thermique ................................................................................................................................................ 24

2.1.3 Récapitulatif ....................................................................................................................................................... 30

2.2 BILAN REEL ........................................................................................................................................................ 30

2.2.1 Calcul de rendement de concentration de l’échelon G .................................................................... 30

2.2.2 Calcul des débits et des flux de chaleur des entrées et des sorties ............................................. 32

2.2.3 Comparaison des consommations spécifiques entre le bilan théorique et réel .................. 33

2.3 PARAMETRES DE MARCHE ............................................................................................................................... 33

2.3.1 Vide dans le bouilleur : 60 torrs ................................................................................................................ 34

2.3.2 Température de l’acide phosphorique : l’entrée et la sortie de l’échangeur ....................... 34

2.3.3 Densité de l’acide 29% ................................................................................................................................... 34

2.3.4 Autres paramètres : ........................................................................................................................................ 35

CONCLUSION .................................................................................................................................................................... 35


Page | V

3 CHAPITRE 3 : DIAGNOSTIC ET ANALYSE DES CAUSES ............................................................. 36

INTRODUCTION ................................................................................................................................................................ 37

3.1 COMPARAISON ENTRE LES QUATRE ECHELONS DE L’UNITE EXTENSION ................................................. 37

3.1.1 Durée moyenne du cycle de production ................................................................................................. 37

3.1.2 Nombre des heures d’arrêt .......................................................................................................................... 39

3.1.3 Pression de vapeur basse pression à la fin de cycle de chaque échelon .................................. 41

3.2 ANALYSE DE LA MARCHE DE L’ECHELON G................................................................................................... 42

3.2.1 Arrêts mécaniques ........................................................................................................................................... 42

3.2.2 Fréquence de lavage périodique ............................................................................................................... 44

3.2.3 Suivi des arrêts de l’année 2013 ................................................................................................................ 45

3.2.4 Suivi d’un cycle de production de l’échelon G ..................................................................................... 46

3.3 IDENTIFICATION DES CAUSES RACINES ......................................................................................................... 47

3.3.1 Outil des 5M ........................................................................................................................................................ 48

3.3.2 Méthode des 5 pourquoi ? ............................................................................................................................ 51

3.3.3 Encrassement ..................................................................................................................................................... 62

CONCLUSION .................................................................................................................................................................... 63

4 CHAPITRE 4 : PROPOSITION DES AMELIORATIONS ................................................................. 64

INTRODUCTION ................................................................................................................................................................ 65

4.1 ETUDE ET INSTALLATION D’UN SYSTEME DE LAVAGE DE TOIT DU BOUILLEUR ...................................... 65

4.1.1 Solution actuelle ............................................................................................................................................... 65

4.1.2 Solution proposée ............................................................................................................................................ 68

4.1.3 Etude technico-économique ........................................................................................................................ 85

4.2 INSTALLATION D’UN NOUVEAU CIRCUIT D’EAU BRUTE .............................................................................. 87

4.2.1 Solution proposée ............................................................................................................................................ 87

4.2.2 Etude de faisabilité de la solution proposée ........................................................................................ 87

4.2.3 Chemin du Circuit d’eau brute proposé ................................................................................................. 87

4.2.4 Dimensionnement hydraulique de la nouvelle conduite................................................................ 88

4.2.5 Discussion ............................................................................................................................................................ 94

4.2.6 Etude technico- économique ....................................................................................................................... 94

4.3 SOLUTION CORRECTIVE DE LA POSITION ACTUELLE ................................................................................... 95

4.3.1 Evaluation du manque à gagner causé par la diminution de cycle de marche .................. 96

4.3.2 Evaluation du coût de retubage de 152 tubes de l’échangeur 04GE01 .................................. 96

4.3.3 Calcul du cout de changement d’un échangeur .............................................................................. 101

4.3.4 Pertes d’argents engendré par le changement de l’échangeur ............................................... 101

4.3.5 Etude technico-économique ..................................................................................................................... 104

CONCLUSION ................................................................................................................................................................. 105

CONCLUSION GENERALE ........................................................................................................................... 106

BIBLIOGRAPHIE ........................................................................................................................................... 108

ANNEXES ......................................................................................................................................................... 109


Page | VI

LISTE DES TABLEAUX TABLEAU ‎2-1 PROPRIETES DE L’ACIDE A L’ENTREE DE L’ECHELON....................................................................................... 19

TABLEAU ‎2-2 DEBIT DE CHAQUE COMPOSITION CHIMIQUE A L’ENTRE ................................................................................. 21

TABLEAU ‎2-3 DEBIT DES CONSTITUANTS A L’ENTREE ............................................................................................................. 22

TABLEAU ‎2-4 DEBITS DES CONSTITUANTS DE L’ACIDE A LA SORTIE ..................................................................................... 23

TABLEAU ‎2-5 CONSTITUANTS DE SORTIE DE VAPEUR DU BOUILLEUR .................................................................................. 23

TABLEAU ‎2-6 PROPRIETES DU CONDENSAT ET DE LA VAPEUR SECONDAIRE ....................................................................... 28

TABLEAU ‎2-7 RECAPITULATIF ..................................................................................................................................................... 30

TABLEAU ‎2-8 SUIVI DE LA CONSOMMATION DE L’EAU DE MER ET LES PERTES EN P2O5 .................................................. 30

TABLEAU ‎2-9 SUIVI DES HEURES DE MARCHE ET LA PRODUCTIVITE DE L’ECHELON G ....................................................... 31

TABLEAU ‎2-10 DONNEES DE BASE MOYENNES DES PREMIERS QUATRE MOIS DE L’ANNEE 2014 ................................... 32

TABLEAU ‎2-11 RECAPITULATIF ................................................................................................................................................... 32

TABLEAU ‎2-12 COMPARAISON DES CONSOMMATIONS SPECIFIQUES ENTRE LE BILAN THEORIQUE ET REEL .................. 33

TABLEAU ‎3-1 SUIVI DE LA PRESSION A LA FIN DE CYCLE DE CHAQUE ECHELON .................................................................. 41

TABLEAU ‎3-2 HISTORIQUE DES ARRETS MECANIQUE DEPUIS 2008 ..................................................................................... 43

TABLEAU ‎3-3 : MANQUE A PRODUIRE SUITE AU LAVAGE SUPPLEMENTAIRE ........................................................................ 44

TABLEAU ‎3-4 SUIVI DES ARRETS DE L’ANNEE 2013 ................................................................................................................ 45

TABLEAU ‎3-5 SUIVI D’UN CYCLE DE PRODUCTION DE L’ECHELON G ...................................................................................... 46

TABLEAU ‎3-6 HISTORIQUE DES TUBES DE L’ECHANGEUR 04G .............................................................................................. 49

TABLEAU ‎3-7 SUIVI DE TAUX DE SOLIDE DANS L’ACIDE 29% ................................................................................................ 54

TABLEAU ‎3-8 SUIVI DE L’EVOLUTION DE LA TEMPERATURE DE L’EAU BRUTE ET LE DEBIT DE LA VAPEUR SECONDAIRE

.................................................................................................................................................................................................. 57

TABLEAU ‎3-9 HISTORIQUE DE NETTOYAGE DU BOUILLEUR .................................................................................................... 58

TABLEAU ‎3-10 SUIVIE DE LA CONCENTRATION DES DIFFERENTS ELEMENTS PRESENTS DANS L’ACIDE ALIMENTANT

LES ECHELONS DE CONCENTRATION ET LA COMPARAISON AVEC LES VALEURS NORMALE........................................ 59

TABLEAU ‎3-11 PRODUCTION COMMANDEE DE L’ACIDE 54% PENDANT L’ANNEE 2013 .................................................. 61

TABLEAU ‎3-12 HEURES DE MARCHE DONNEE PAR LE CONSTRUCTEUR ................................................................................ 61

TABLEAU ‎4-1 COUT DE L’ENSEMBLE DES TRAVAUX MECANIQUE SUR LE PLAFOND DU BOUILLEUR ................................. 67

TABLEAU ‎4-2 CARACTERISTIQUES DE LA POMPE P02 ............................................................................................................. 69

TABLEAU ‎4-3 CALCUL DES PERTES DE CHARGES SINGULIERES ............................................................................................... 79

TABLEAU ‎4-4 CARACTERISTIQUES DE LA TETE CHOISI ............................................................................................................ 83

TABLEAU ‎4-5 CALCUL DU COUT D’INVESTISSEMENT ET DE FONCTIONNEMENT .................................................................. 85

TABLEAU ‎4-6 PERTES LINEAIRES DE CHAQUE TRONÇON ......................................................................................................... 90

TABLEAU ‎4-7 PERTES SINGULIERES ............................................................................................................................................ 91

TABLEAU ‎4-8 PERTES DE CHARGES TOTAL ET LA PRESSION ARRIVANTE A CHAQUE ECHELON ......................................... 93

TABLEAU ‎4-9 PERTES DE CHARGES TOTAL ET LA PRESSION ARRIVANTE POUR DEUX ECHELONS .................................... 93

TABLEAU ‎4-10 CALCUL DU COUT D’INVESTISSEMENT ET DE FONCTIONNEMENT ............................................................... 94

TABLEAU ‎4-11 DUREE DE RETUBAGE EN FONCTION DE NOMBRE DES TUBES ..................................................................... 96

TABLEAU ‎4-12 MOYENNE DE NOMBRE DES TUBES A CHANGER ET DE NOMBRES DE JOUR CORRESPONDANT ................ 96

TABLEAU ‎4-13 : DUREE ET LE COUP DE LA MAIN D’ŒUVRE DE CHAQUE ETAPE .................................................................. 98

TABLEAU ‎4-14 COUT DES MOYENS MATERIEL ET DE MANUTENTION ................................................................................. 100

TABLEAU ‎4-15 : DUREE ET LE COUT DE MAIN D’ŒUVRE DE CHAQUE ETAPE .................................................................... 102

TABLEAU ‎4-16 : COUT DES MOYENS MATERIELS ET DE MANUTENTION ............................................................................ 103

TABLEAU ‎4-17 RECAPITULATIF DES COUTS ........................................................................................................................... 103


Page | VII

LISTE DES FIGURES

FIGURE ‎1-1 : INFLUENCE DE LA TEMPERATURE ET DE LA TENEUR EN P2O5 SUR LA FORME DU SULFATE DE

CALCIUM .......................................................................................................................................................................... 6

FIGURE ‎1-2 SCHEMA DE PRINCIPE DE L’UNITE ATTAQUE FILTRATION PROCEDE RHONE POULENC .................... 10

FIGURE ‎1-3 CINQ SECTEURS D’UN FILTRE UCEGO ....................................................................................................... 11

FIGURE ‎1-4 SCHEMA DE PRINCIPE DE L’UNITE FILTRATION PROCEDE JORF ............................................................ 12

FIGURE ‎1-5 UNITE DE STOCKAGE ET DE CLARIFICATION DE L’ACIDE 29% .............................................................. 13

FIGURE ‎1-6 SCHEMA D’UNE BOUCLE DE CONCENTRATION .......................................................................................... 15

FIGURE ‎1-7 SCHEMA DE LA BOUCLE PRODUCTION DE VAPEUR SECONDAIRE ............................................................ 17

FIGURE ‎2-1 FLOW SHEET .................................................................................................................................................. 20

FIGURE ‎2-2 : ENTREES ET SORTIES DU CONDENSEUR ................................................................................................... 29

FIGURE ‎3-1 DUREE MOYENNE DE CYCLE DE PRODUCTION ANNEE 2012 .................................................................. 38

FIGURE ‎3-2 DUREE MOYENNE DE CYCLE DE PRODUCTION ANNEE 2013 .................................................................. 38

FIGURE ‎3-3 DURE MOYENNE DE CYCLE DE PRODUCTION (MOIS 1 ET 2 DE 2014) .................................................. 39

FIGURE ‎3-4 NOMBRE DES HEURES D’ARRET DE L’ANNEE 2012 ................................................................................. 39

FIGURE ‎3-5 NOMBRE DES HEURES D’ARRET DE L’ANNEE 2013 ................................................................................. 40

FIGURE ‎3-6 NOMBRE DES HEURES D’ARRET DU MOIS 1 ET2 DE L’ANNEE 2014 ..................................................... 40

FIGURE ‎3-7COMPARAISON DE LA PRESSION ET LA DUREE ENTRE LES QUATRE ECHELONS .................................... 41

FIGURE ‎3-8 REPARTITION DES ARRETS MECANIQUE .................................................................................................... 43

FIGURE ‎3-9 EVOLUTION DE LA PRESSION DE L'ECHELON G PENDANT UN CYCLE DE PRODUCTION ...................... 47

FIGURE ‎3-10 DIAGRAMME D’ISHIKAWA POUR LA COMPREHENSION DU PHENOMENE ........................................... 48

FIGURE ‎3-11 POURCENTAGE DES TUBES CONDAMNES DES QUATRE ECHELONS PENDANT 2013 ........................ 50

FIGURE ‎3-12 METHODE DES 5 POURQUOI ? ................................................................................................................... 51

FIGURE ‎3-13 : SCHEMA DES CINQ POURQUOI SUR LES 20% DES TUBES CONDAMNES ............................................ 53

FIGURE ‎3-14 CIRCULATION DES DEPOTS FORMES AU PLAFOND DE L’ECHANGEUR DANS LA CONDUITE

D’ASPIRATION ............................................................................................................................................................. 58

FIGURE ‎4-1 DEMONTAGE DE LA PORTE VISITE D’UN BOUILLEUR ............................................................................... 66

FIGURE ‎4-2 ECHANTILLON DU SOLIDE ISSU D’UN NETTOYAGE MANUEL A JET D’EAU SOUS PRESSION ................. 66

FIGURE ‎4-3 SCHEMA D’UNITE DE CONCENTRATION MODIFIEE (AJOUT DU CIRCUIT DE LAVAGE) .......................... 68

FIGURE ‎4-4 TYPES DES TETES DE LAVAGE DES CUVES .................................................................................................. 70

FIGURE ‎4-5 ANGLES ENTRE LE DOME ET LE PLUS GRAND RAYON DE NETTOYAGE ................................................... 70

FIGURE ‎4-6 DEBIT PULVERISE EN FONCTION DE DIAMETRE DU BOUILLEUR ............................................................ 71

FIGURE ‎4-7 SCHEMA PROPOSE .......................................................................................................................................... 73

FIGURE ‎4-8 BOUILLEUR ..................................................................................................................................................... 74

FIGURE ‎4-9 DIAGRAMME DE MOODY ............................................................................................................................... 76

FIGURE ‎4-10 TRANSFORMATION DE L’ENERGIE ............................................................................................................ 82

FIGURE ‎4-11 DIMENSIONS DE LA TETE DE LAVAGE ...................................................................................................... 84

FIGURE ‎4-12 CIRCUIT PROPOSE........................................................................................................................................ 88

FIGURE ‎4-13 COUT DE CHAQUE OPERATION ET DES PERTES D’ARGENTS EN MILLIONS DE DHS ....................... 104


Page | 1

Introduction générale

La concentration de l’acide phosphorique représente une étape importante et

névralgique dans la chaîne de fabrication de l’acide phosphorique à Maroc phosphore III

et IV, elle a des effets déterminants sur la qualité du produit ainsi que sur son coût de

revient.

L'acide phosphorique concentré est un composé chimique qui présente une

grande importance au niveau industriel car il intervient dans de nombreuses

applications telles que la fabrication des engrais phosphatés, le traitement des surfaces

métalliques, la synthèse organique, la fabrication des détergents, et l'industrie

alimentaire, … etc.

Pour accompagner la demande croissante sur l’acide concentré, le Groupe OCP

fixe comme objectif permanent l’optimisation et l’amélioration continue de la capacité

de production. Néanmoins le concentrateur 04G heurte à des limitations de leur cycle de

production, alors notre étude est basée sur la recherche des causes principales qui

provoquent la diminution du cycle de production de ce concentrateur ainsi la

proposition des améliorations pour faire face à ce problème.

Pour atteindre l’objectif visé, le travail est divisé en quatre chapitres, le premier

chapitre est réservé à une présentation générale de l'organisme d'accueil et une

description du procédé de fabrication de l'acide phosphorique utilisé à l'atelier

phosphorique de la division Maroc Phosphore III et IV.

Le deuxième chapitre est consacré à l’établissement du bilan de matière et

thermique sur la ligne de concentration de l’acide phosphorique. Ce chapitre a pour

objectif de comparer la qualité d’acide à la sortie de la boucle et la consommation

spécifique entre la théorie et les conditions réelles.

Le troisième chapitre est réservé à l’établissement d’un diagnostic qui résume les

différents éléments impliquant la réduction du cycle de production et aussi à l’analyse

des causes racines par la méthode d’Ishikawa et les cinq pourquoi.

Le dernier chapitre est consacré aux actions d'amélioration, pour remédier aux

problèmes par les causes racines retenues.

Chapitre 1 : Présentation de l’organisme d’accueil

Page | 2

1 Chapitre 1 : Présentation de l’organisme d’accueil


Page | 3

Introduction

Le processus de production de l'acide phosphorique est décrit plus en détail dans ce

premier chapitre. Cependant, avant de présenter cette description il est utile de

présenter le groupe OCP qui est la société responsable de la fabrication de l'acide

phosphorique au Maroc.

1.1 Présentation générale d’OCP

Le Groupe OCP est spécialisé dans l’extraction, la valorisation et la commercialisation

de phosphates et de produits dérivés. Chaque année, plus de 24 millions de tonnes de

minerais sont extraites du sous-sol marocain qui recèle les trois-quarts des réserves

mondiales [1]. Principalement utilisé dans la fabrication des engrais, le phosphate

provient des sites de Khouribga, Benguérir, Youssoufia et Boucraâ-Laâyoune. Selon les

cas, le minerai subit une ou plusieurs opérations de traitement (criblage, séchage,

calcination, flottation, enrichissement {sec…). Une fois traité, il est exporté tel quel ou

bien livré aux industries chimiques du Groupe, à Jorf Lasfar ou à Safi, pour être

transformé en produits dérivés commercialisables : acide phosphorique de base, acide

phosphorique purifié, engrais solides.

Premier exportateur mondial de phosphate sous toutes ses formes, le Groupe OCP

écoule 95% de sa production en dehors des frontières nationales. Opérateur

international, il rayonne sur les cinq continents de la planète.

Moteur de l’économie nationale, le Groupe OCP joue pleinement son rôle d’entreprise

citoyenne. Cette volonté se traduit par la promotion de nombreuses initiatives,

notamment en faveur du développement régional et de la création d’entreprise.

Dans un contexte de concurrence accrue, le Groupe OCP poursuit la politique de

consolidation de ses positions traditionnelles et développe de nouveaux débouchés.

Avec une exigence sans cesse réaffirmée : améliorer la qualité de ses produits tout en

maintenant un niveau élevé en matière de sécurité et de protection de l’environnement.

1.1.1 Présentation du pôle chimie Jorf Lasfar

Toujours dans le cadre du développement de son potentiel de valorisation de phosphate,

le groupe OCP, en 1985, a mis démarrage sur le site de Jorf Lasfar à El Jadida plusieurs

unités industrielles pour la production des acides et des engrais.

Le site de JORF LASFAR a été retenu pour l’implantation de cet important ensemble

industriel, compte tenu des avantages suivants :

Proximité des zones minières permettant son alimentation en phosphate,

(Khouribga).

Existence d’un port à tirant d’eau important.

Disponibilité de l’eau de mer et d’eau douce.

Disponibilité de terrains pour les extensions futures.


Page | 4

Cet ensemble qui se situe dans une enceinte s’étendant sur 1700 ha environ permet de

produire annuellement 2 millions de tonnes de P2O5 sous forme d’acide phosphorique,

nécessitant la transformation d’environ :

7,7 millions de tonnes de phosphates extrait des gisements de Khouribga.

2 millions de tonnes de soufre.

0,5 million de tonnes d’ammoniac.

Une partie de cette production est transformée localement en engrais DAP, MAP, NPK et

TSP, soit environ 1,8 million de tonnes équivalent DAP, et en acide phosphorique purifié

soit 0,12 million de T.P2O5/an. L’autre partie est exportée en tant qu’acide phosphorique

marchand.

Le Complexe Industriel du Groupe Office Chérifien des Phosphates à JORF LASFAR

comporte :

MAROC PHOSPHORE III-IV qui a démarré en 1986.

EMAPHOS : en partenariat avec PRAYON (Belgique) et C.F BUDENHEIM

(Allemagne), qui a démarré en 1998, pour la production d’acide

phosphorique purifié.

IMACID : en partenariat avec le Groupe BIRLA (Inde) qui a démarré en

1999.

PMP : PAKISTAN MAROC PHOSPHORE S.A. (50% OCP, 25% FFBL, 12,5%

Fauji Fondation, 12,5% FFCL) : démarrage en 2006.

BMP: « Bunge – Maroc Phosphore », 50 % OCP; 50 % BUNGE/Brésil:

démarrage en 2009.

1.1.2 Présentation de Maroc Phosphore III – IV :

Après le complexe industriel MAROC PHOSPHORE I et II à Safi, le groupe OCP a décidé

de réaliser le complexe industriel MAROC PHOSPHORE III-IV à Jorf Lasfar pour doubler

sa capacité de valorisation des phosphates. MAROC PHOSPHORE dispose de quatre

principaux ateliers de production:

Atelier sulfurique

Atelier phosphorique

Atelier des utilités

Atelier fertilisant

1.2 Généralités sur l’acide phosphorique

L’acide phosphorique est un solide cristallin de densité 1,83 qui fond à 42,35°C. Il est

ordinairement stocké et vendu sous forme de solution, c’est le principal dérivé actuel de

la chimie du phosphore, c’est un intermédiaire indispensable pour l’élaboration de

plusieurs produits notamment :


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Dans la chimie minérale : les engrais, les détergents, l’alimentation animale,

le traitement des métaux,….. ;

Dans la chimie organique : les plastifiants, les insecticides, les additifs pour

essences et huiles lubrifiantes,…. ;

Aussi, utilisé dans les industries pharmaceutiques et peut être employé comme

ingrédient de boissons non alcoolisées et ciments dentaires.

L'acide phosphorique peut être fabriqué selon deux procédés de base à partir des

phosphates naturels :

Le premier par voie thermique en oxydant le phosphore ;

Le second par voie humide en procédant par une attaque des phosphates

moyennant un acide fort.

1.2.1 Production d’acide phosphorique par la voie thermique

Ce procédé consiste à brûler le phosphate dans un four électrique, pour obtenir P2O5,

ensuite hydrater pour produire finalement l’acide phosphorique H3PO4. Les étapes

principales de ce procédé sont : la calcination, l’oxydation et l’absorption.

La calcination

Le phosphate est réduit à l’état du phosphore par chauffage à haute température en

présence de carbone :

L’oxydation

Le phosphore ainsi obtenu, se transforme en P2O5 en présence de l’oxygène

atmosphérique selon la réaction suivante :

L’absorption (hydratation)

P2O5 se dissout dans l’eau pour former l’acide phosphorique :

La production d’acide phosphorique par voie thermique, présente l’avantage de fournir

un acide avec un grand degré de pureté, mais sa consommation élevée en énergie limite

son utilisation.

1.2.2 Production d’acide phosphorique par la voie humide (attaque

sulfurique)

C’est le procédé le plus ancien dans l’industrie phosphorique, ainsi il est le plus utilisé

dans le monde entier, vu son faible coût de revient par rapport à celui issu de la voie

thermique. L’acide phosphorique produit par voie humide est obtenu à partir des

phosphates naturels par attaque d’acide (nitrique, chlorhydrique ou sulfurique),


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L’attaque par l’acide sulfurique est le plus utilisé et présente plusieurs avantages,

notamment son faible coût de revient relativement aux autres procédés, et la facilité de

séparation de l’acide produit (le sulfate de calcium obtenu est pratiquement insoluble

dans l’acide phosphorique).

Les procédés sont classés en fonction de la forme selon laquelle cristallise le gypse, on

distingue entre :

Procédé dihydrate : le sulfate de calcium se trouve sous la forme (CaSO4, 2H2O) ;

Procédé hémihydrate : le sulfate de calcium sous forme (CaSO4, ½ H2O) ;

Procédé anhydre : le gypse prend la forme (CaSO4) ;

Procédé hémihydrate-dihydrate : l’attaque se fait en hémihydrate et suivie d’une

recristallisation en gypse.

Les différentes zones de stabilité du sulfate de calcium sont données par le diagramme

de « NORDENGREEN » (figure 1-1).

Suivant la concentration en et les conditions de température, le sulfate de calcium

se dépose sous forme de dihydrate, semi-hydrate ou anhydre [2]

Il apparaît que la teneur en eau de cristallisation du CaSO4 diminue quand la

température augmente jusqu'à l’obtention, pour un maximum de température, d’un

CaSO4 anhydre. Inversement si la température diminue, la teneur en eau de

cristallisation augmente.

Le dihydrate est formé dans la zone située au-dessous de la courbe supérieure, l’hémi

hydrate instable apparaît entre les deux courbes, et au-dessus de courbe inferieure se

produit l’hémi hydrate stable. Pour un acide phosphorique 29% en P2O5, on travaille à

des températures inférieures à 81°C pour avoir un dihydrate stable.

Figure ‎1-1 : Influence de la température et de la teneur en P2O5 sur la forme du sulfate de calcium


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Procédé anhydre (CaSO4)

L’acide obtenu est de concentration élevée comprise entre 45 et 55% en P2O5.

Les sulfates de calcium formés sont anhydre (CaSO4). Ce procédé nécessite une attaque

à température élevée comprise entre 120 et 130°C. Dans ces conditions, la chaleur de

réaction est insuffisante pour boucler le bilan thermique à pression atmosphérique : il

est donc indispensable soit de réchauffer la cuve d’attaque soit de travailler sous

pression.

Procédé hemi-hydrate (CaSO4, 1/2 H2O)

Ce procédé produit un acide de concentration entre 38 et 42% en P2O5. Les cristaux

formés sont sous forme de gypse hémihydrate (CaSO4.1/2H2O). Une forme instable qui

a tendance à se réhydrater et à faire prise (plâtre) en présence d’eau. Ce qui rend ce

procédé difficile à contrôler et peu développé.

Procédé hémihydrate-dihydrate

Il permet après double cristallisation et double filtration d’obtenir un acide concentré

tout en éliminant le solide formé sous forme de dihydrate. Le gâteau de phosphogypse

obtenu est alors relativement ”propre”.

Procédé dihydrate (CaSO4, 2H2O)

C’est le procédé adapté par l’atelier phosphorique de la plateforme Maroc phosphore

3 & 4, il est caractérisé par l’attaque du minerai de phosphate par l’acide sulfurique

98,5% et la cristallisation de gypse ou bien sulfate de calcium deux fois hydraté :

Il conduit à un acide avec une teneur de 28 à 32% en P2O5 ; suite à une étape de

concentration, le procédé fournit des acides titrant entre 46 et 54% en P2O5.

Comparativement au procédé précédemment décrit, les avantages sont multiples :

dépenses de capitaux et coûts de production et de maintenance moins

élevés ;

possibilité d’utiliser des roches humides et pas de limitation sur la qualité

de ces roches ;

meilleure capacité de traitement de diverses roches phosphatées ;


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production de plus d’acide.

Mais le phosphogypse obtenu est assez impur (avec des teneurs en MgO, Fe2O3, Al2O3,

Na2O, K2O, SiO2, P2O5, composés fluorés supérieurs aux autres procédés).

1.3 Procédé de fabrication de l’acide phosphorique à Maroc

Phosphore III – IV

La production d’acide phosphorique par le biais de procédé humide dihydrate,

comprend quatre étapes successives :

broyage du phosphate ;

attaque sulfurique ;

filtration du gypse ;

concentration de l’acide ;

1.3.1 Broyage du phosphate

Le broyage est une opération de fragmentation du phosphate brute dans le but de

réduire la granulométrie du phosphate <400µm pour augmenter la surface d’attaque du

minerai par l’acide sulfurique pour atteindre un bon rendement d’attaque chimique.

Le phosphate brut est stocké dans une trémie comportant un extracteur vibrant. Ce

dernier, alimente un transporteur à bande comportant à sa jetée un déférailleur dont le

rôle est de retirer les pièces métalliques contenues dans le phosphate.

La bande transporteuse déverse le produit dans un élévateur à godets. Le produit est

ensuite repris par un transporteur- distributeur vibrant pour être répartis sur les

cribles. Le refus des cribles est dirigé par gravité vers le broyeur. Le produit broyé,

rejoint le phosphate brut dans l’élévateur afin d’être dirigé à nouveau vers les cribles ce

qui assure le contrôle de la finesse pour le procédé PHONE POULENC, soit il va

rencontrer le passant des cribles pour être acheminé directement vers la section

ATTAQUE-FILTRATION pour le procédé REVAMPE.

1.3.2 Attaque filtration

L’unité d’attaque filtration est l’atelier de fabrication d’acide phosphorique 29%. Le

procédé utilisé est Rhône Poulenc. Ce procédé a été modifié (REVAMPING) en vue

d’augmenter la capacité de production.

Les matières premières utilisées sont le phosphate, l’acide sulfurique concentré à

98.5%, l’eau brute, l’énergie électrique, l’eau de mer, la vapeur et l’air instrument. Les

produits finis sont l’acide phosphorique 29% en P2O5, le gypse et les gaz.

La capacité de production d’une ligne d’attaque filtration est de 500 T/h pour les

lignes à procédé Rhône Poulenc et 750 T/h pour les lignes revampées par jour.

Cette unité a pour rôle la production d’acide phosphorique à 29% en P2O5.

Deux procédés sont utilisés :


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Rhône-Poulenc, Procédé Jorf (Revamping).

Ces procédés sont divisés en deux étapes, la première consiste à l’attaque du

phosphate par l’acide sulfurique. La deuxième à la filtration sous vide du solide-liquide

(Gypse-Acide Phosphorique).

Réactions chimiques d’attaque

La fabrication de l'acide phosphorique par voie humide résulte des réactions

chimiques suivantes :

Réactions principales

La réaction principale d’attaque par l’acide sulfurique :

Phase de dissolution du phosphate :

Phase de cristallisation du sulfate de calcium :

Réactions secondaires

En fait, la réaction est beaucoup plus complexe, car le phosphate contient un grand

nombre d’impuretés qui peuvent altérer la qualité d’acide phosphorique produit.

Parmi ces impuretés, on peut signaler :

Le carbonate de calcium qui réagit avec l'acide sulfurique, suivant la réaction :

Le dégagement de CO2 favorise la formation des mousses en présence de matières

organiques.

Le fluorure de calcium réagit avec l'acide sulfurique suivant la réaction :

La silice en présence d'acide fluorhydrique génère de l'acide fluosilicique (H2SiF6), ces

deux acides sont très corrosifs :

Les oxydes métalliques contenus dans le phosphate en présence d'acide fluosilicique

produisent des fluosilicates:

Les chlorures de sodium et de potassium sont à la base de grandes corrosions génèrent

de l'acide chlorhydrique :


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Le contrôle des réactions chimiques ci-dessus s'effectue pratiquement en vérifiant le

rendement en P2O5 et la capacité de production de l'atelier. Le rendement en P2O5 se

déduit de la teneur en P2O5 du gypse éliminé de la bouillie. De même la capacité de

production de l'atelier de filtration dépend essentiellement de l'aspect physique du

gypse retenu sur le filtre.

1.3.2.1 Unité Attaque filtration Procédé Rhône Poulenc

Section attaque

Elle est constituée d’une seule cuve agitée dans laquelle s’effectue l’attaque du

phosphate broyé par l’acide sulfurique en présence d’acide de retour. La cuve est

équipée d’un agitateur central qui assure l’homogénéisation, quatre disperseurs d’acide

sulfurique et six refroidisseurs pour le refroidissement de la bouillie. Ce refroidissement

s’effectue par balayage d’air qui évacue les effluents gazeux de la cuve vers le circuit

d’assainissement comportant un venturi et une tour de lavage pour subir un lavage par

l’eau avant d’être évacués par la cheminée. Cette eau récupérée est utilisée pour le

lavage des toiles des filtres. La cuve déborde dans une cuve de passage avant que la

bouillie soit acheminée vers le filtre, cette cuve de passage a pour but de maintenir un

niveau constant dans la cuve d’attaque (figure 1-2)

Section filtration

La bouillie formée dans la section attaque doit être filtrée pour récupérer l’acide

produit et évacuer le gypse, l’opération de filtration permet de séparer l’acide

phosphorique du gypse. Elle s’effectue sur un support sous vide. La suspension est

établie sur une toile où s’effectue la formation du gâteau de gypse subissant ensuite un

lavage à l’acide faible (1er lavage) puis à l’eau chaude 60°C (2ème lavage) pour

minimiser les pertes en P2O5 soluble eau. Le lavage des toiles se fait avec l’eau de

Figure ‎1-2 Schéma de principe de l’unité attaque filtration Procédé Rhône Poulenc


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procédé et assuré par des rangés de pulvérisateurs adéquats et réglables en direction et

recouvrant la largeur de la table, le filtrat du secteur lavage toiles constitue l’eau

gypseuse du deuxième lavage.

La filtration se termine par l’évacuation du gypse vers la mer et la préparation du

support à un nouveau cycle. Tandis que l’acide produit à 29% de P2O5 est envoyé vers le

stockage et l’acide moyen recyclé vers la cuve d’attaque.

La filtration se fait au moyen d’un filtre de type UCEGO. Il comporte essentiellement

une table tournante fonctionnant sous vide (figure1-3). Il est constitué de cinq secteurs :

Le présecteur ;

Le secteur d’acide fort.

Le secteur d’acide moyen.

Le secteur d’acide faible.

Le secteur de lavage des toiles.

1.3.2.2 Unité attaque-filtration procédé JORF (REVAMPING)

Le principe repose sur l’augmentation du volume réactionnel par l’installation d’un

digesteur agité et sur l’augmentation de la capacité de refroidissement au moyen

d’évaporation d’eau sous vide dans le Flash cooler. Dans ce dernier, l’acide sulfurique

nécessaire à la réaction est introduit par un injecteur dilueur qui reçoit l’acide moyen

recyclé. L’acide sulfurique est ainsi dilué et mélangé à la bouillie en circulation pour

assurer une bonne homogénéisation et éviter les surconcentrations locales d’acide

sulfurique. La bouillie est introduite par le pied du Flash cooler et déborde dans une

jambe barométrique plongeant dans le digesteur. La chaleur de dilution est extraite par

une évaporation sous vide.

Le phosphate broyé alimente une trémie tampon, puis est extrait avec un débit régulé

par le doso-mètre, ainsi il est acheminé vers le digesteur par deux redlers. Le phosphate

alimente une jupe qui affleure la surface de la bouillie pour éviter tout entrainement du

phosphate par le courant d’air balayant le digesteur.

Figure ‎1-3 Cinq secteurs d’un filtre UCEGO


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La bouillie s’écoule vers la cuve d’attaque par trop plein, elle est refroidie au moyen

des agitateurs de la surface et le ventilateur d’assainissement afin de maintenir la

température voisine de 80°C. Le rôle de la cuve d’attaque est de parfaire la réaction en

offrant plus de temps de séjour et promouvoir la cristallisation du gypse.

L’eau de mer du condenseur des effluents du Flash cooler est acheminée vers la

trémie à gypse afin de repeupler le gypse produit vers la mer. Tandis que l’acide produit

à 29% de P2O5 est envoyé vers le stockage et l’acide moyen est recyclé vers la cuve

d’attaque. Ce procédé est bien expliqué dans la figure1-4

1.3.3 Unité de stockage et de clarification de l’acide 29% en P2O5

L’acide phosphorique issu de l’unité attaque filtration contient des impuretés solides

et des matières solubles en suspension. Elles proviennent essentiellement de la roche de

phosphate à l’alimentation. Ces impuretés gênent considérablement le reste de la chaîne

de fabrication et conduisent à des dépôts et à des précipitations dans les circuits et les

équipements pendant la phase de concentration.

Ainsi et pour limiter les problèmes engendrés par ces impuretés, l’acide produit subit

une clarification basée sur :

La désursaturation qui a pour but de refroidir l’acide afin de favoriser la conjugaison des éléments solubles en éléments solides;

La décantation qui sert à séparer le solide formé de la phase liquide pour obtenir un acide clarifié à la surverse et à la souverse des boues qui seront recyclées vers la cuve ou vers le décanteur d’attaque selon la densité via une pompe à boues.

1.3.3.1 Equipements de l’unité de stockage

L’unité de stockage d’acide 29% en P2O5 compose d’un :

Répartiteur

Figure ‎1-4 Schéma de principe de l’unité filtration procédé JORF


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A une forme cubique située au-dessus du 2 désursaturateurs, divisé en trois parties une pour circuit lavage et l’autres pour alimenter les bacs 13GR01 et 14ER01 par l’acide 29% en P2O5. Désursaturateur

Est de capacité 2010 m3 et une forme cylindrique à ciel ouvert revêtu à l’intérieur par

caoutchouc antiacide équipé des chicanes et d’un agitateur pour le refroidissement et

l’homogénéisation d’acide.

Décanteur

C’est un bac cylindrique de capacité 1475 m3 et de forme conique à ciel ouvert revêtu

à l’intérieur par caoutchouc anti-acide équipé d’un racleur pour déplacer les boues vers

le centre du bac, le décanteur assure la séparation liquide solide. Les boues sont

recyclées par une pompe suivant leurs densités vers la cuve d’attaque ou vers le

décanteur.

Bac intermédiaire

D’une capacité de 1470 m3 qui sert au stockage d’acide à 29% en P2O5 décanté et

refroidie, Il est équipé de: Agitateur; Détecteur de niveau; Trop plein et une sortie

d’acide.

1.3.3.2 Description du procédé

L’acide chaud filtré chargé principalement d’impuretés (gypse et fluosilicates) à l’état

sursaturé s’écoule dans un grand bac de désursaturation. Ce dernier a pour rôle de

diminuer la température de 80 à 50°C par contact de l’air ce qui favorise la formation

des cristaux de différents natures d’agitateur dont est équipé le bac agite l’acide produit

pendant 8h afin d’éviter la formation des dépôts, par un trop plein l’acide déborde dans

le décanteur où se situe le racleur pour retenir les boues au fond et laisser l’acide

seulement remonter. Les boues formées sont récupérées et recyclées par une pompe

volumétrique suivant leur densité soit vers la cuve d’attaque soit vers le décanteur.

L’acide décanté déborde dans un autre bac intermédiaire avant son Pompage vers la

concentration (figure 1-5).

Figure ‎1-5 Unité de stockage et de clarification de l’acide 29%


Page | 14

1.3.4 Unité de concentration (nouvelle CAP):

1.3.4.1 Description de l’unité de Concentration extension

Il s'agit de diminuer la quantité de l'eau existant dans l'acide phosphorique produit

de l'unité d'attaque-filtration, ainsi d’augmenter la teneur en P2O5 de 29% à 54%.

Pour réaliser ce procédé, on dispose de deux circuits :

Circuit de production de vapeur secondaire à basse pression :

La vapeur joue le rôle de fluide chauffant qui participe aux lois de transfert de chaleur

par conduction et convection. Puisque la centrale thermique fournit une vapeur à

moyenne pression, on a intérêt de diminuer cette vapeur à basse pression.

Circuit de concentration d'acide :

Ce circuit est en effet une boucle formé par :

Une pompe axiale de circulation d'acide.

Un échangeur tubulaire.

Un filtre de protection de l'échangeur.

Un bouilleur (évaporateur).

Un condenseur (laveur).

Une pompe à vide.

Une pompe de production d'acide.

Un bac de garde.

Un séparateur de gouttelettes.

Un ballon a condensât

1.3.4.2 Principe de fonctionnement du circuit de concentration

L’acide de circulation de température 77°C chauffé par l’échangeur tubulaire à une

température de 80°C, le débit de circulation est de 7943 m3/h est assuré par une pompe

axiale (centrifuge) afin de minimiser les dépôts dans les tubes de l'échangeur. A la sortie

d’échangeur l’acide 29% introduit dans la boucle de concentration avec un débit de 52

m3/h. l’acide entre dans le bouilleur puis se vaporise sous une dépression de 60 Torrs

absolue. Cette boucle de circulation comporte également un filtre pour protéger

l’échangeur des morceaux de fluosilicates qui seraient se détacher des parois du

bouilleur ou des tuyauteries. Le niveau d’acide dans le bouilleur est maintenu constant

par un trop plein de prolongement vers le bas ; Ce trop-plein qui constitue la colonne

barométrique de production, directement raccordé à l’aspiration de la pompe de

production d’acide 54%.

Les gaz dégagés sont constitués principalement de vapeur d’eau et de fluor et ses

dérivés sont collectés dans un condenseur à ruissellement où la vapeur d’eau est


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condensée en contact du film d’eau froide. Une pompe à vide est intégrée pour entraîner

les incondensables (figure 1-6).

NB : U14 fonctionne comme U13 avec une simple différence : U13 a un bac intermédiaire

et U14 a une colonne.

1.3.4.3 Description des équipements d’un concentrateur : ECHANGEUR-E01-

Pression entrée vapeur : PT001 (1.2 à 2.6 bar)

T° vapeur : TT101 (115°C à 130°C);

T° sortie échangeur : TT107 (80°C)

L’échangeur utilisé est tubulaire de graphite de type. L’acide passe verticalement par la

partie inférieure. La vapeur est forcée via des chicanes à passer horizontalement. Les

condensats sortant passent dans un dégazeur où se sépare la partie vapeur quand elle

existe.

BOUILLEUR- ÉVAPORATEUR-D01-:

Vide : 60 torrs (PT016)

T° : gaz 79°C TT019

Le bouilleur évaporateur est un réservoir qui permet l’ébullition de l’acide

phosphorique. Les vapeurs d’eau sont évacuées par le haut. Le bouilleur a la forme d’un

Figure ‎1-6 Schéma d’une boucle de concentration


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cylindre terminé par un cône à la partie inférieure. Le niveau de l’acide est maintenu par

trop plein. L’acide de circulation est introduit à la sortie de l’échangeur, permettant une

mise en mouvement de la masse liquide. Ce mode d’introduction assure une grande

homogénéité thermique dans le liquide et évite les incrustations à ce niveau.

Les bouilleurs sont fabriqués en acier ordinaire revêtu par l’ébonite et briquetés au fond.

POMPE DE CIRCULATION-P01-

Ampérage 17 à 18 Amp

Pr aspiration PT008 (1.4 bar)

Pr refoulement PT009 (2.1 bar)

Eau de bourrage FT409 (150 L/h)

C’est une pompe centrifuge qui permet de faire circuler un débit de 7943 m3/h d’acide.

Pompe d’acide produit -P02-

Cette pompe assure le transfert d’acide produit 54% P2O5 vers l’unité de stockage

d’acide non clarifié. Elle est du type centrifuge.

Unité pompe à vide-P06-

Elle sert à pomper les gaz incondensables,

LAVEUR CONDENSEUR-E02-

Le laveur condenseur destiné à aspirer et laver les gaz d’acide s’échappant du

bouilleur.

BAC DE PIED DU CONDENSEUR-R02-

Il a pour rôle de récupérer l’eau sortant du condenseur et assurer la garde

hydraulique.

BALLON A CONDENSAT -R07-

Son utilité est de garder un niveau bien déterminé et renseigner sur l’échangeur

thermique puis récupérer les condensats sortants de l’échangeur à l’aide de la pompe

P05.

POMPE DE PUISARD-P04-

Elle a pour but de récupérer l’acide en cas de fuite d’acide, sa conduite de refoulement

est liée à la boucle des deux échelons.

1.3.4.4 Production de vapeur secondaire à basse pression

Le but essentiel de l’installation de transformateur à l’unité 04 c’est éviter le retour

des condensats pollués à la central ou l’atelier sulfurique s’il y en a.

Le transformateur de vapeur a pour but la transformation de condensats secondaire

grâce à l’énergie fournie par la vapeur primaire.

L’installation de transformateur est composée par :


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Un transformateur; Une bâche alimentaire; Une pompe d’extraction; Un refroidisseur

ou pré chauffeur; Un dégazeur; Un ballon de régulation et une station de

conditionnement (figure 1-7).

Conclusion

Dans ce chapitre, nous avons donné des généralités sur l’OCP et une description

détaillée du procédé de fabrication d’acide phosphorique ainsi que son procédé de

concentration.

Figure ‎1-7 Schéma de la boucle production de vapeur secondaire

Chapitre 2 : Bilan de matière et thermique de l’unité de concentration

Page | 18

2 Chapitre 2 : Bilan de matière et thermique de l’unité de

concentration


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Introduction

Avant d’analyser le problème étudié, il est primordial de commencer par la réalisation

d’un bilan de matière et thermique sur la ligne de concentration d’acide phosphorique

04G, afin de comparer à la fois la qualité d’acide à la sortie et la consommation

spécifique entre la théorie et les conditions réelles. Ainsi, il est très important de définir

les paramètres de marche de la concentration d’acide et l’impact de la variation de

chaque paramètre sur la boucle de concentration.

2.1 Bilan théorique sur l’échelon de concentration

Les échelons de la nouvelle ligne de concentration (extension) sont dimensionnés

pour produire 2625t de P2O5 par chaque échelon en 168 heures de marches sous forme

d’acide 54% P2O5 (soit 15,625t de P2O5/h). Pour tenir compte de l'encrassement de

l'échangeur le constructeur a pris un coefficient de majoration de 1,2 ce qui permet

d’atteindre une capacité instantanée de production de 18,75 tonne en P2O5 /h par

échelon [3].

Les données de base pour effectuer les bilans sont :

Capacité de production : 18,75 t de P2O5/h.

Titre acide produit en P2O5 :54%.

Rendement de la concentration : 99,8%.

Le tableau 2-1 présente les propriétés de l’acide à l’entrée de l’échelon

Tableau ‎2-1 Propriétés de l’acide à l’entrée de l’échelon

compositions teneurs Paramètres valeurs

P2O5 28% Température 40°C

SO3 1.51% Densité 1.28

F 1.53% Provenance JR03

H2O 65.06% Débit par échelon 52 m3 /h

Solide 1% ------ ------

Le flow sheet de la boucle est représenté sur la figure 2.1


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2.1.1 Bilan de matière

2.1.1.1 Ligne 1(entrée acide) :

La productivité de l’installation est de 18,75 t (P205)/h, le rendement est de 99,8% et

la densité est de 1280 kg/m3. Le débit de P2O5 à l’entrée est :

(‎2-1)

Et le débit total à l’entrée :

(‎2-2)

67,1t/h

Donc le débit de chaque composition chimique à l’entrée est :

(‎2-3)

Le tableau 2-2 représente le débit calculé de chaque composition chimique de l’acide à

l’entrée.

Figure ‎2-1 Flow Sheet


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Tableau ‎2-2 Débit de chaque composition chimique à l’entrée

Constituants Débits (Kg/h)

P2O5 18787,6

F 1026,6

SO3 1013,2

H2O 43653,2

Divers 2617,9

Total 67 098,48

Nous supposons que la répartition du fluor contenu dans l’acide est sous forme d’HF

(acide fluorhydrique) et H2SiF6 (acide fluosilicique). Et que la teneur de SiO2 est 2,4% du

P2O5 [4].

Les principales réactions qui ont lieu au cours de l’entré à la boucle sont :

HF

SiO2 +6HF H2SiF6 +2H2O

D’après le bilan de matière on a :

(‎2-4)

(‎2-5)

Le débit d’HF réagi est :

(‎2-6)

Et d’après la réaction HF, le débit du fluor réagi est :

(‎2-7)

D’après les équations 2-6 et 2-7, le débit du fluor réagi est [4] :

(‎2-8)


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Le débit du fluor non réagie est :

(‎2-9)

Le débit d’HF (acide fluorhydrique) est :

(‎2-10)

Les débits des constituants de l’acide à l’entrée sont regroupés dans le tableau 2-3:

Tableau ‎2-3 Débit des constituants à l’entrée

Constituants Débit en Kg/h

P2O5 18787,58

SO3 1013,2

H2O 43653,2

H2SiF6 1082,16

HF 178,84

Divers 2383,53

TOTAL 67 098,48

2.1.1.2 Bilan de matière à la Ligne 6 (Sortie d’acide) :

D’après les analyses du laboratoire centrale, La teneur du fluor dans l’acide produit est

xF=1,24 %

Les analyses sur la buée ont montrées pratiquement que les SiF4 et HF partent

stœchiométriquement dans les conditions opératoires. Ce qui montre que la quantité

d’HF reste constante dans l’acide [4].

Le débit de P2O5 à la sortie est :

Donc le débit du fluor à la sortie de la boucle est :

(‎2-11)


Page | 23

Le composé H2SiF6 est dissocié dans le bouilleur sous forme d’HF et SiF4 suivant la

réaction suivante:

H2SiF6 SiF4 + 2HF

Le débit de H2SiF6 est :

(‎2-12)

Les débits des constituants de l’acide à la sortie sont regroupés dans le tableau 2-4.

Tableau ‎2-4 Débits des constituants de l’acide à la sortie


P2O5 18750

SO3 1013

H2O 12318

H2SiF6 79

HF 179

Divers 2384

TOTAL 34 722,22

2.1.1.3 Bilan de matière à la ligne 7

La composition de la buée à la sortie du bouilleur est calculée par la relation suivante

=

(‎2-13)

Les débits calculés de chaque composition de la buée sont représentés sur le tableau 2-5

Tableau ‎2-5 Constituants de sortie de vapeur du bouilleur


P2O5 38

SO3 0

H2O 31336

H2SiF6 1003

HF 0

Divers 0

TOTAL 32376


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Le débit de la vapeur (ligne 5) et du condensat (ligne5’) seront calculés à l’aide du bilan

thermique.

2.1.2 Bilan thermique

2.1.2.1 Bilan thermique à la Ligne 1(entrée d’acide)

Le flux de chaleur de l’acide à l’entrée est calculé par la relation suivante :

(‎2-14)

Avec :

T1 : La température de l’acide à l’entrée ; T1= 40°C

La température de référence est de 25°C

Cp : La capacité calorifique de l’acide à l’entré ; Cp= 0,7Kcal/Kg.°C

2.1.2.2 Bilan thermique à la Ligne 6 (sortie acide)

Le flux de chaleur de la ligne 6 est calculé par la relation suivante :

(‎2-15)

Avec :

T6 : La température de l’acide à la sortie ; T6= 84°C

La température de référence est : 25°C

Cp : La capacité calorifique de l’acide à la sortie : CP=0,51Kcal/Kg. °C

2.1.2.3 Bilan thermique à la Ligne 7

Le flux de chaleur de la buée (gaz à la sortie du bouilleur) est calculé par la relation

suivante :

(‎2-16)

Avec :

: chaleur de vaporisation de l’eau à la température 84°C ;

: La capacité calorifique de l’eau à la température 84°C ;


Page | 25

: La capacité calorifique du mélange;

température de l’acide dans le bouilleur T7= 84°C

Donc la chaleur de la ligne 7 est :

2.1.2.4 Chaleur de concentration

Chaleur de concentration de l’acide phosphorique (H3PO4)

L’acide phosphorique se dissocie en P2O5 et H2O pendant la concentration selon la

réaction suivant :

La teneur en dans l’acide à l’entrée est de 28%, alors la teneur de l’eau est égale à

72%.

Le débit de l’eau produit selon la réaction ci-dessus est [4] :

(‎2-17)

L’eau dans l’acide à l’entrée est :

(‎2-18)

=

L’eau dans l’acide concentré 54% (acide à la sortie) est :

(‎2-19)

=

18.75=15.97 t/h

D’après la réaction ci-dessus on a le débit d’acide dissocie est :

(‎2-20)

t /h

Alors l’acide phosphorique est concentré à :

(‎2-21)

=

52%


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Les quantités de chaleurs dans l’acide phosphorique concentré à 40% et 52% (ΔH40% et

ΔH52%) sont :

H3PO4 40% ΔH40% = -308.2 Kcal/mol.

H3PO4 52% ΔH52% = -306.4 Kcal/mol.

Donc la chaleur de concentration de l’acide phosphorique est :

(‎2-22)

D’après la réaction ci-dessus on a :

(‎2-23)

D’après les équations 2-18 et 2-19, on obtient :

(‎2-24)

476366Kcal/h

Chaleur de concentration de l’acide sulfurique (H2SO4)

L’acide sulfurique se dissocie en SO3 et H2O pendant la concentration selon la réaction

suivant :

H2SO4 => SO3 + H2O

La chaleur de la réaction de dissociation est

Alors la chaleur libérée par l’acide sulfurique pendant la concentration est :

(‎2-25)

Chaleur libérée par le Fluor

(Sur la moyenne entrée sortie)

La chaleur de concentration du Fluor est calculée par la relation Suivante :

(‎2-26)


Page | 27

Avec :

: La chaleur libérée par le Fluor pendant la concentration ;

(Sur la moyenne entrée sortie)

A la sortie du bouilleur le H2SiF6 se dissocie selon la réaction suivante :

H2SiF6 => SiF4 + 2HF

Cette réaction libère une chaleur de ,

Donc la chaleur de réaction est :

(‎2-27)

Donc la chaleur de la réaction totale est :

(2-‎2-28)

2.1.2.5 Pertes thermiques

Le constructeur de l’installation a estimé les pertes thermiques à 3000 kcal/t P2O5.

Donc : (‎2-29)

2.1.2.6 Calcul du débit de la vapeur et de la circulation suivant le bilan

thermique

Calcul du débit de la vapeur

Le bilan thermique d'une unité de concentration s'écrit comme suit :

(‎2-30)

On a :

Donc :

(2-‎2-31)


Page | 28

Le tableau 2-6 résume les donnée de la vapeur et le condensât secondaire :

Tableau ‎2-6 Propriétés du condensât et de la vapeur secondaire

Condensât secondaire Vapeur secondaire

Température T (°C) 110 130

Pression P (bar) 2 2.3

Enthalpies H (Kcal/kg.°C) 105.12 661.34

Donc le débit de vapeur est :

(‎2-32)

Kg/h =36.7 t/h

La consommation spécifique de la vapeur est :

CSP=

(‎2-33)

CSP =

CSP= 1.95 TV/T (P2O5)

Débit de circulation

La quantité de chaleur nécessaire pour chauffer l’acide est :

(‎2-34)

Avec :

: débit de circulation dans la boucle

CP : La capacité calorifique de l’acide de circulation ; =0,51 kcal/Kg. °C

: la différence de température entre l’entré et la sortie de l’échangeur; ΔT= 3°C

Donc le débit massique de circulation est :

(‎2-35)

=13346t/h

Le débit volumique de circulation est :

(‎2-36)

Avec :


Page | 29

2.1.2.7 Calcul du débit de l’eau de mer selon le bilan thermique

Les températures à l’entrée et à la sortie du condenseur (figure 2-2) sont :

Température de référence : Tr = 25°C

Température à l’entrée de l’eau de mer : Te = 20 °C

Température de sortie d’eau de mer : Ts = 35 °C

La sortie de l’eau de mer contient des traces en P2O5 et H2SiF6, le débit de chaque

composition est :

P2O5 : (1- rendement)

=

H2O : =

= (

H2SiF6 :

Le débit total :

+ =

Le bilan thermique sur le condenseur est le suivant :

(‎2-37)

Tel que est la chaleur de la formation de H2SiF6 selon la réaction :

2HF+SiF4 → H2SiF6

Le bilan thermique sur le condenseur est :

(‎2-38)

Alors le débit d’eau de mer à l’entrée est 1280.33 t/h

Et le débit d’eau de mer à la sortie est : 1312.7 t/h

La consommation spécifique de l’eau de mer est :

CEMSP =

(2-‎2-39)

CEMSP =

= 68.28 TEM/T(P2O5)

Figure ‎2-2 : Entrées et sorties du condenseur

CONDENSEUR

Entrée Eau de mer = 8

8

Sortie Eau de mer = 9

8

Sortie des gaz = 7

8


Page | 30

2.1.3 Récapitulatif

Les résultats obtenus sont regroupés dans le tableau suivant :

Tableau ‎2-7 Récapitulatif

ligne 1 2 3 4 5 5’ 6 7 8 9

Débit (t /h) 67.1 13413.1 13346 13346 36.7 36.7 34.722 32.37 1280 1312

Flux de chaleur 106(Kcal/h)

0.7 403.5 401.8 374.35 24.2 3.85 1.05 19.16 -6.4 13.12

2.2 Bilan réel

Dans cette partie on va se baser sur les valeurs réelles de marche de l’échelon G

2.2.1 Calcul de rendement de concentration de l’échelon G

Le rendement industriel est calculé selon les relations suivantes [5] :

Rend. Industriel =

(‎2-40)

(‎2-41)

D’après les analyses effectuées par le laboratoire central et le suivi de la consommation

d’eau de mer correspondant à l’échelon G on a trouvé les valeurs présentés dans le

tableau 2-8

Tableau ‎2-8 Suivi de la consommation de l’eau de mer et les pertes en P2O5

La date

mg(P2O5)/l

01/04/2014 48.88 19647

02/04/2014 119.90 26046

03/04/2014 112.88 24956

04/04/2014 61.50 24904

05/04/2014 50.25 25457

06/04/2014 88.30 26066

07/04/2014 91.3 10704

08/04/2014 65.53 19074

Pour calculer les pertes, il faut tout d’abord déterminer la moyenne pondérée de la

concentration de P2O5 dans l’eau de mer.


Page | 31

La moyenne pondérée est calculée par la relation suivante :

(‎2-42)

Tel que :

: est la concentration de P2O5 dans l’eau de mer à la journée i (mg/l)

EMi : le volume d’eau de mer consommée à la journée i.

Après le calcul on trouve :

Moy pond =

= 80.52 mg/l

Donc les pertes sont :

Pertes=

= 1.78 T(P2O5)

Le tableau 2-9 regroupe les heures de marche et la productivité de P2O5 de l’échelon G

correspondant à la première semaine de mois Avril :

Tableau ‎2-9 Suivi des heures de marche et la productivité de l’échelon G

La date Heure de marche (HM) en heur

Productivité T(P2O5) /h

01/04/2014 24 17,54

02/04/2014 24 16,96

03/04/2014 24 16,96

04/04/2014 22.83 17,82

05/04/2014 24 16,46

06/04/2014 3 17,33

07/04/2014 18 16,11

08/04/2014 24 17,33

On a la moyenne de la productivité de l’échelon G pendant la première semaine d’Avril

est 17.06 T(PEO5)/h et la totale des heures de marche (HM) pendant la même semaine

est 163.83h

Donc la production de P2O5 pendant cette semaine est :

Production de P2O5= productivité Heures de marche (‎2-43)

163.83 17.06= 2794.93 T(P2O5)


Page | 32

On a :

(‎2-44)

Donc le rendement de concentration de l’échelon G est :

Rend. Industriel =

= 99.9%

2.2.2 Calcul des débits et des flux de chaleur des entrées et des sorties

Suivant les analyses effectuées dans le laboratoire central et le DCS, on a regroupé tous

les données moyennes des premiers quatre mois de l’année 2014 dans le tableau ci-

dessous:

Tableau ‎2-10 Données de base moyennes des premiers quatre mois de l’année 2014

Paramètres Valeurs

%P205 à l’entrée 26%

%P205 à la sortie 52%

Densité de l’acide à l’entrée 1.276

Densité de l’acide à la sortie 1.684

Productivité d’acide 54% T(P205)/h 17.2

Température dans le bouilleur °C 80 °C 3

On a suivi la même méthode de calcul dans les bilans théoriques et on a trouvé :

Tableau ‎2-11 Récapitulatif

ligne 1 2 3 4 5 5’ 6 7 8 9

Débit (t /h)

66.22 90.74 12934 12934 37.52 37.52 33.07 33.15 1320 1353.24

Flux de chaleur 106(Kcal/h)

0.695 363.4 362.8 343 24.81 3.9 0.93 19.79 -6.6 13.53

On a la consommation spécifique de la vapeur est :

CSP =

(‎2-45)

CSP =

TV/T (P2O5)


Page | 33

La consommation spécifique de l’eau de mer est :

CEMSP =

(‎2-46)

CEMSP =

CEMSP = 76.74 TEM/T (P2O5)

2.2.3 Comparaison des consommations spécifiques entre le bilan

théorique et réel

On a regroupé les consommations spécifiques de chaque bilan dans le tableau suivant :

Tableau ‎2-12 Comparaison des consommations spécifiques entre le bilan théorique et réel

CVSP calculé par le bilan théorique TV/T(P2O5)

1.95

CVSP calculé par le bilan réel TV/T(P2O5)

2.2

CVSP calculé par le compteur de débit TV/T(P2O5)

2.21

CEMSP calculé par le bilan théorique TEM/T T(P2O5)

68.28

CEMSP calculé par le bilan réel TEM/T(P2O5)

76.74

On remarque que la consommation spécifique calculé par le bilan réel est presque égale

à celle trouvée par le compteur de débit. Ce qui montre que notre bilan est bien mesuré.

La consommation spécifique des utilités a augmenté lorsque la teneur de P2O5 à l’entré a

diminué de 28% à 26%. Aussi lorsque la température dans le bouilleur a diminué de

84°C à 80°C. Cette diminution de P2O5 et de température ont provoqué une diminution

de titre de l’acide, 52% au lieu de 54%, à la sortie

Lorsque la consommation de vapeur augmente cela favorise les dépôts de solide dans

l’échangeur tubulaire ce qu’on l’appelle l’encrassement de l’échangeur.

Comme on a constaté l’influence de la température et du titre de P2O5 sur la boucle de

concentration. Il est donc très utile de définir les paramètres de marche de

concentration dans la deuxième partie.

2.3 Paramètres de marche

Dans l’unité de concentration d’acide phosphorique de 29% de P2O5 à 54% de P2O5 Il y

a plusieurs paramètres de marche qui influencent sur la marche de la chaîne de

concentration [3].


Page | 34

2.3.1 Vide dans le bouilleur : 60 torrs

La température d’ébullition de l’eau dans le bouilleur est en fonction de la pression qui y

règne. Sous la pression atmosphérique de 760 torrs l’eau bout à 100 °C. Sous une

pression de 60 torrs la température d’ébullition de l’eau devient seulement 80°C.

Le vide est un paramètre très important dans une ligne de concentration, il nous

permet :

D’économiser de l’énergie nécessaire pour l’évaporation. De faire évacuer les gaz et de la vapeur d’eau du bouilleur.

Il doit être maintenu constamment pour :

Avoir une température constante d’ébullition Garder la capacité évaporatoire de la boucle de concentration

Il ne faut pas aussi que le vide soit poussé pour éviter les projections d’acide

phosphorique.

En cas de vide poussé les problèmes suivants se génèrent :

Diminution de T°C. Mauvais lavage des gaz. Pertes par entraînement. Pertes de vapeur sec

D’autre part La chute du vide résoudre les problèmes suivant :

Augmentation de T°c. Déclanchement de l’échelon. Endommagement de l’échangeur tubulaire.

2.3.2 Température de l’acide phosphorique : l’entrée et la sortie de

l’échangeur

Le contrôle des températures d’entrée et de sortie de l’échangeur nous permet de suivre

le bon fonctionnement de l’échangeur. La différence de température Tsortie – Tentrée,

défini par le constructeur, doit être voisine de 3 °C pour un bon fonctionnement de

l’échangeur.

L’augmentation de la température peut endommager l’échangeur, Par contre sa

diminution implique un mauvais échange thermique qui provoque des pertes de P2O5.

2.3.3 Densité de l’acide 29%

La densité de l’acide est un paramètre qui nous renseigne sur la qualité du circuit de

concentration, cette densité dépend des exigences des clients, elle est en générale

environ de 1,650 à 1,660.

Une faible densité de l’acide 29% provoque :

Diminution de titre du P2O5


Page | 35

Diminution de la pression de la boucle. Diminution de l’ampérage du P01. Augmentation de la consommation de la vapeur et des utilités. Augmentation du prix de revient de la production.

2.3.4 Autres paramètres :

Le débit de l’acide d’alimentation : Pour une vapeur d’alimentation des

caractéristiques et de débit des données. Le débit de l’acide d’alimentation est réglé

suivant la densité à la sortie de la ligne, ce débit à une valeur de 52 m3/h.

L’ampérage de la pompe de circulation : L’ampérage de la pompe de circulation

indique le débit de circulation de l’acide dans la boucle de concentration. La chute de

celui-ci implique que la circulation de l’acide se fait mal à savoir l’échangeur est encrassé

donc un lavage de ligne s’impose.

Le débit de l’eau de mer : C’est un paramètre qui a un rôle important dans le procédé

de concentration. Car il aide à la création du vide dans le circuit. Il a une valeur entre900

à 1050 m3/h

La vapeur primaire : Le rôle de cette vapeur est de transformer les condensats

secondaires en vapeur secondaire. Pour qu’on obtienne une vapeur secondaire avec des

caractéristiques de pression et de température désiré il faut que la vapeur primaire soit

conforme, donc il faut que sa pression soit de 8 bars et sa température de 250°C

Conclusion

Dans ce travail, nous avons pu élaborer le bilan de matière et le bilan thermique de

l'unité de concentration de l'acide phosphorique pour les paramètres de marche

théoriques et réels. Nous avons trouvé que la consommation spécifique des utilités a

augmenté lorsque la teneur de P2O5 à l’entré a diminué de 28% à 26% et aussi lorsque

la température dans le bouilleur a diminué de 84°C à 80°C. Cette diminution de P2O5 et

de température ont provoqué aussi une diminution de titre de l’acide à la sortie 52% au

lieu de 54%. Donc cette étude nous a montré que pour optimiser la consommation

spécifique de la vapeur et de l’eau de mer il faut agir principalement sur le titre de

l’'acide à concentrer au niveau de l'unité attaque filtration qui alimente l’unité de

concentration et aussi il faut garder les autres paramètres de marche définis par le

constructeur pour obtenir la bonne qualité d’acide phosphorique 54%.

Chapitre 3 : Diagnostic et analyse des causes

Page | 36

3 Chapitre 3 : Diagnostic et analyse des causes


Page | 37

Introduction

Les échelons de la nouvelle ligne de concentration (extension) dans Maroc Phosphore III et IV sont dimensionnés pour produire 2625 t de P2O5 par chaque échelon en 168

heures de marches sous forme d’acide 54% en P2O5 (soit 18.75t/h de P2O5).

Cependant l’échelon 04G de concentration connaît une limitation de la durée de cycle

de marche qui peut atteindre parfois seulement 100 h pendant les dernières années. La

principale question qui se pose c’est quelles sont les causes principales de la diminution

de la durée de marche du concentrateur 04 G ?

Pour bien illustrer le problème de cet échelon, une étude de comparaison entre les

quatre échelons de l’extension s’impose. Puis il serait judicieux d’effectuer un suivi des

arrêts de l’échelon G.

Pour agir sur les causes racines du problème et ne pas uniquement sur les symptômes

on a suivi une méthode de résolution de problèmes. Il permet d’adopter une

méthodologie claire, d’aller sur le terrain pour la compréhension des phénomènes et la

vérification de leurs causes. C’est pour cela qu’on a utilisé la méthode d’Ishikawa et des

cinq pourquoi [6].

3.1 Comparaison entre les quatre échelons de l’unité extension

Pour bien illustrer le problème de l’échelon G. Il est judicieux de procéder une

comparaison entre les quatre échelons au niveau de la durée moyenne du cycle de

production, les nombres des heures d’arrêt et la pression de vapeur secondaire à la fin

de cycle de chaque échelon.

3.1.1 Durée moyenne du cycle de production

C’est le nombre d’heures écoulés entre juste après la fin du chauffage de l’acide et

prend fin lors du début des préparatifs de l’arrêt de l’échelon.

Les histogrammes suivants (figures 3-1.3-2.3-3) représentent la durée moyenne de

cycle de production pendant les années 2012 et 2013 et les deux premiers mois de 2014

pour les quatre échelons de concentration d’acide phosphorique dans la zone extension.


Page | 38

Figure ‎3-2 Durée moyenne de cycle de production année 2013

179

197

178

153

40

60

80

100

120

140

160

180

200

220

E H F G

No

mb

re d

es

he

ure

s (h

)

La durée moyenne de cycle de Production de l'année 2013

Figure ‎3-1 Durée moyenne de cycle de production année 2012

168 172 173 168

40

60

80

100

120

140

160

180

200

E H F G

No

mb

re d

'he

ure

s d

e c

ycl

e (

h)

La durée moyenne de cycle de production année 2012


Page | 39

D’après les histogrammes, il est bien claire que la durée de cycle de production de

l’échelon G connu une diminution continue pendant les dernières années et aussi

l’échelon G représente la valeur la plus petite par comparaison aux autres échelons.

3.1.2 Nombre des heures d’arrêt

D’après le suivi des arrêts des échelons, on a calculé le nombre d’heures d’arrêt de

chaque échelon pendant les années 2012, 2013, et les deux premiers mois de 2014, les

résultats obtenus sont bien illustrés dans les histogrammes au-dessous( figures 3.4-3.5-

3.6)

1755,08 1613,67

2098,33

1810,92

0,00

500,00

1000,00

1500,00

2000,00

2500,00

E F G H

No

mb

re d

'he

ure

s (h

)

Nombre des heures d'arrêt de l'année 2012

Figure ‎3-4 Nombre des heures d’arrêt de l’année 2012

Figure ‎3-3 Duré moyenne de cycle de production (mois 1 et 2 de 2014)

262

221

189

116

0

50

100

150

200

250

300

E H F G

No

mb

re d

'he

ure

s (h

)

Durée moyenne de cycle de production (mois 1 et 2 de 2014)


Page | 40

Comme le montre les histogrammes, le nombre d’heures d’arrêt d’échelon G est le plus

grand par rapport aux autres échelons dans les dernières années.

1645,00

1388,75

2422,25

1553,33

0,00

500,00

1000,00

1500,00

2000,00

2500,00

3000,00

E F G H

No

mb

re d

'he

urs

(h)

Nombre des heures d'arrêt de l'année 2013

655,00

569,42 616,58

501,75

0,00

100,00

200,00

300,00

400,00

500,00

600,00

700,00

E F G H

No

mb

re d

'he

ure

s (h

)

Nombre des heures d'arrêt du mois 1 et 2 (2014)

Figure ‎3-6 Nombre des heures d’arrêt du mois 1 et2 de l’année 2014

Figure ‎3-5 Nombre des heures d’arrêt de l’année 2013


Page | 41

3.1.3 Pression de vapeur basse pression à la fin de cycle de chaque

échelon

Dans le CAP extension, la pression de la vapeur secondaire ne doit pas dépasser 1.6 bar à

l’entrée de l’échangeur tubulaire pour éviter la fissuration des tubes, immédiatement si

un échelon atteint cette valeur, il subit un arrêt forcé.

Pour bien monter le problème, on a amené à faire un suivi de la pression à la fin du cycle

de chaque échelon. Les résultats obtenus sont résumés dans le tableau 3-1

Tableau ‎3-1 Suivi de la pression à la fin de cycle de chaque échelon

E F H G

Durée de cycle(h) 264 287 330 120

Pression de vapeur BP (fin cycle) bar

0.45 1.4 0.9 1.6

Ces résultats sont visualisés dans les histogrammes suivants figure 3-7:

Figure ‎3-7Comparaison de la pression et la durée entre les quatre échelons

D’après ces figures, pendant une durée de marche de 120 heures l’échelon G atteint la

valeur maximale de pression de la vapeur BP (1,6 bar) ce qui implique un arrêt forcé de

ce dernier, par contre les autres échelons de l’extension peuvent arriver à 330 heures de

marche sans dépassé 1,4 bar.

0,45

1,4

0,9

1,6

0

0,2

0,4

0,6

0,8

1

1,2

1,4

1,6

1,8

E F H G

La pression de vapeur BP (fin cycle) bar

Pression de vapeur BP (fin cycle) bar

264 287

330

120

0

50

100

150

200

250

300

350

E F H G

La durée de cycle(h)

Durée de cycle(h)


Page | 42

Donc le problème est bien clair, l’échelon G souffre d’une courte durée de cycle de

production résultant d’une augmentation rapide de la pression de la vapeur secondaire

à l’entrée d’échangeur tubulaire, ce qui provoque une croissance des heures d’arrêt et

engendre une perte au niveau de production d’acide 54%. Tout cela nous amène à faire

une étude sur les causes qui réduisent le cycle de marche de cet échelon.

3.2 Analyse de la marche de l’échelon G

Les problèmes qui affectent le fonctionnement des concentrateurs peuvent être classés

en trois catégories principales :

La première catégorie concerne les arrêts mécaniques dus au disfonctionnement

des équipements qui font partie de la boucle de circulation du concentrateur et qui

sont :

Le bouilleur

Le condenseur laveur

L’échangeur

La pompe de circulation

La pompe d’acide produit

La deuxième représente la fréquence de lavage des concentrateurs suite à

l’encrassement prématuré des échangeurs de chaleur.

La troisième touche en particulier les causes externes telles que le manque des

utilités (vapeur, eau de mer, acide 29%) et indisponibilité des bacs de stockage.

Dans ce rapport on va étudier que les arrêts mécaniques et les arrêts correspondent au

lavage.

3.2.1 Arrêts mécaniques

Dans le tableau 3-2 on représente les heures d’arrêt des équipements durant les six

dernières années de fonctionnement. Les calculs sont relevés à partir des bilans annuels

de l’atelier.

NB : l’échangeur de l’échelon G a été changé au 2008, pour cela on a choisi de

commencer le suivi de l’historique des arrêts depuis cette année.


Page | 43

Tableau ‎3-2 Historique des arrêts mécanique depuis 2008

Cause d’arrêt L’année

D 01 bouilleur

E 01 échangeur

E 02 Condenseur laveur

Boucle P01- E01 Pompe- échangeur

2008 --- --- --- 6.75

2009 17.5 --- 17.5 136.83

2010 211.83 232.5 208.17 8.25

2011 65.5 997.08 65.5 75.5

2012 77.42 240.25 74.42 117.75

2013 51 --- 51 182

Moyenne d’arrêt (h)

70.54 245 69.43 88

% 14.91 51.88 14.66 18.55

D'après ce tableau, il s'avère que l’échangeur prend la part la plus importante dans l’indisponibilité des équipements, il représente une moyenne d’heures d’arrêts de 245h, suivi par les nombres d’heures d’arrêts de la boucle échangeur-pompe de circulation.

Pour bien illustrer les résultats on a obtenu les données de tableau dans la Figure 3-8 :

bouilleur 15%

échangeur 52%

condenseur laveur 15%

boucle pompe de

circulation-échangeur

18%

Les arrêts mécaniques

Figure ‎3-8 Répartition des arrêts mécanique


Page | 44

Comme la montre le diagramme à secteur, les causes d’arrêts provoqués par

l’indisponibilité de l’échangeur présente 52%, ce qui nécessite de le traiter

prioritairement.

3.2.2 Fréquence de lavage périodique

L’encrassement des échangeurs de chaleur entraîne une augmentation de la pression de

la vapeur BP jusqu’à 1.6 bar ce qui nécessite des arrêts pour le lavage périodique. Le

constructeur prévoit un lavage périodique de 8 heures après 168 heures de marche avec

une cadence moyenne de 95%. Actuellement le cycle de production de l’échelon G peut

atteindre seulement 80 heures. Cela nous conduit à déterminer le manque à produire

suite au lavage supplémentaire des échangeurs de chaleur.

Les statistiques sur les six dernières années nous donnent ce qui suit (tableau 3-3) :

Tableau ‎3-3 : Manque à produire suite au lavage supplémentaire

Année Heures de marches (h)

Heure de lavage prévu (h)

Heure de lavage réalisé(h)

Surplus heure de lavage (h)

Manque à produire (T )

2008 4616,08 219.81 634.33 414.52 7254.1

2009 4751,42 226.25 650,17 423.92 7418.6

2010 5730,42 272.87 572.42 299.55 5242.12

2011 5749,83 273.8 303.5 29.7 519.75

2012 6661,67 317.22 628.58 311.36 5448.8

2013 6337,75 301.79 745.42 444 7770

Base de calcul

Heure de lavage prévue

H.M : Heure de marche totale de la C.A.P

D.L : Durée de lavage prévue = 8 H

D.C : Durée du cycle de production prévue = 168 H

H.L : Heures de lavages totales prévues

H.L = (H.M x D.L) / D.C

Manque à produire


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Manque à produire = (Surplus d’heures de lavage) x Productivité

Avec la productivité moyenne de l’échelon G est 17.5 T P2O5

La durée de cycle de production dans Maroc Phosphore dépasse168h du constructeur

Interprétation :

Il s'avère que les heures de lavage périodique défèrent d’une année à une autre, l’année

2013 a enregistré la valeur la plus importante 745.42 h, le surplus des heures de lavage

dans cette année est 444h, ce surplus a provoqué un manque à produire en P2O5 de

7770T(P2O5).

3.2.3 Suivi des arrêts de l’année 2013

D’après la comparaison de la durée moyenne de cycle des quatre échelons pendant les

années 2012 et 2013 on a remarqué que dans l’année 2013, la durée moyenne du cycle

de G a diminué jusqu’à 153h, pour cela la présentation des causes d’arrêt de cette année

est nécessaire (tableau 3-4).

Tableau ‎3-4 Suivi des arrêts de l’année 2013

Type d’arrêt Cause d’arrêt NBR d’heures d'arrêt % d'arrêt

mécanique

pomperies 79 3,35

compensateurs 40 1,70

pipe 182 7,71

capacité de stockage 60 2,54

circuit vapeur /ACP 80 3,39

régulation instrumentation 17 0,72

électrique départ électrique 20 0,85

procès lavage périodique 750 31,79

travaux de procèdes 102 4,32

arrêt général programme AGP 519 22,00

utilités

vapeur 90 3,81

ACP 29 383 16,23

Eau de mer 13,5 0,57

eau brute 24 1,02

Il ressort de tableau ci-dessus que dans l’année 2013, le nombre d’heure d’arrêt suite au lavage périodique a enregistré la plus grande valeur (750h) avec un pourcentage d’arrêt de 31.79%.


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Le nombre de lavage périodique élevé est une conséquence de la courte durée du cycle de cet échelon

3.2.4 Suivi d’un cycle de production de l’échelon G

On a réalisé un suivi de la température de sortie de l’échangeur de l’acide 54 %, la

pression de la vapeur secondaire et le débit d’entrée d’acide 29% pendant un cycle de

production de l’échelon G qui a commencé à 19h le 17-03-2014 et a pris fin à 23h le 22-

03-2014 (tableau 3.5).

Tableau ‎3-5 Suivi d’un cycle de production de l’échelon G

Pression (bar) Température (°C)

Débit d’entrée 29% (m3/h)

Cadence %

17-03-2014 0.6 80.2 47.9 92.11

18-03-2014 0.8

79.9 51.7 99.42

19-03-2014 0.8 77.6 52 100

20-03-2014 1 82.2 45.3 87.11

21-03-2014 1.3 77.3 52 100

22-03-2014 1. 6 77.1 50 96.16

Remarque : Les mesures sont prisent chaque jour à 19 h.

D’après le tableau ci-dessus, chaque jour la pression de vapeur à l’entrée de l’échangeur

augmente un peu prés de 0.2 à 0.3 bar ce pendant la température de l’acide diminue,

pour la cadence de l’acide 29 % reste presque 100% à l’exception du jour 20-03-2014, la

température est 82.2°C et la cadence est 87.11%.

L’augmentation de la pression de la vapeur BP est un résultat de l’encrassement des

tubes de l’échangeur tubulaire. Ce dernier provoque la diminution du coefficient

d’échange thermique et par conséquence décroissance de la température de l’acide à la

sortie de l’échangeur.

D’après les résultats et de ce qui nous a été expliqué par les opérateurs de CAP

extension. Si la demande des clients exige que le titre de P2O5 à la sortie du

concentrateur soit 54 % , cependant on a obligé de réduire la cadence de l’acide 29%

pour garder la température de l’acide à la sortie d’échangeur tubulaire à la norme 80-

82°C, dans le cas contraire la demande n’est pas exigé, par exemple lorsque l’acide 54%

est dirigé à la fabrication des engrais. Il est acceptable d’obtenir à la sortie du

concentrateur un titre environ de 50 % de P2O5, dans ce cas on garde la cadence à 100%

et en laisse la décroissance de la température de l’acide.


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3.2.4.1 Évolution de la pression de la vapeur secondaire à l’entré échangeur

Pour bien illustrer l’évolution de la pression de la vapeur secondaire du même cycle de

marche d’auparavant nous avons dessiné le graphe suivant (figure 3.9)

D’après le graphe ci-dessus, on remarque une augmentation progressive de la pression

de vapeur coté calendre tout au long du cycle de marche.

La couche du dépôt de l’encrassement au niveau de l’échangeur de chaleur constitue une

résistance thermique additionnelle à l’échange. Avec une telle couche du dépôt, la

vapeur basse pression destinée à chauffer l’acide phosphorique, devient incapable de

fournir la chaleur nécessaire.

Comme le débit de vapeur est fixe, une quantité de cette vapeur reste incondensable, ce

qui provoque une augmentation de la pression de la vapeur.

Cette augmentation de la pression à l’entrée de l’échangeur, causée par l’encrassement,

peut conduire à la fissuration des tubes de l’échangeur, si cette pression dépasse une

valeur critique de 6.8 bar [7].

Donc d’après l’étude des causes d’arrêts de l’échelon G, il apparait que l’état de

l’échangeur à une influence très importante sur le cycle de production de l’échelon G ce

qui exige d’étudier l’état de ce dernier.

3.3 Identification des causes racines

La méthode de résolution de problèmes est un outil intéressant qui permet d’agir sur les

causes racines du problème et pas uniquement sur les symptômes. Il permet d’adopter

0 0,2 0,4 0,6 0,8

1 1,2 1,4 1,6 1,8

Évolution de la pression de l'échelon G pendant un cycle de production

pression (bar)

Figure ‎3-9 Evolution de la pression de l'échelon G pendant un cycle de production


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une méthodologie claire, d’aller sur le terrain pour la compréhension des phénomènes

et la vérification de leurs causes. C’est pour cela qu’on a utilisé la méthode de 5M

(Ishikawa) et les cinq pourquoi.

3.3.1 Outil des 5M

Le diagramme de cause à effet ou diagramme d’Ishikawa ou encore la méthode 5M c’est

une démarche qui permet d’identifier les causes possibles d’un problème ou un défaut

(effet). Il convient ensuite d’agir sur ces causes pour corriger le défaut en mettant en

place des actions correctives appropriées [6].

Afin de mieux comprendre le phénomène, nous avons procédé à un brainstorming en

collectant le maximum d’informations auprès des responsables de l’unité concerné et

des opérateurs de la salle de contrôle, on a élaboré le diagramme du classement des

différentes causes comme le montre la figure 3.10.

Le diagramme cause-effet ne permet pas toujours de déceler la cause racine du

problème. Cette recherche pourra se faire en faisant appel à la méthode des cinq

pourquoi pour l’effet principale.

Figure ‎3-10 Diagramme d’Ishikawa pour la compréhension du phénomène


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D’après les analyses des arrêts, depuis 2008, de l’échelon G on a remarqué que

l’échangeur est la cause de 52% des arrêts (Figure 3.8), donc cet effet à une influence

remarquable sur le cycle de marche de l’échelon pour cela on va le donné la priorité.

3.3.1.1 La condamnation des 20% de l’échelon G

L’échangeur de l’échelon G a été changé en 2008 pour cela on a collecté les données à

partir de cette année et pour mieux visualiser le problème de l’échangeur de cet échelon,

on a amené à faire une suivi d’historique des tubes bouchés et bouchonnés, les résultats

sont présentés dans le tableau 3-6

Tableau ‎3-6 Historique des tubes de l’échangeur 04G

Dates intervention Total tubes

% bouché Bouchons graphite Bouchage par gypse

24/09/2010 -- 58 7.9%

22/10/2010 -- 43 5.87%

23/12/2010 -- 41 5.59%

23/11/2011 33 61 12.82%

23/12/2011 86 5 12.41%

23/02/2012 89 21 12.82%

28/08/2012 97 57 21%

15/03/2013 98 72 23.19%

11/06/2013 98 54 20.74%

D’après ce tableau, on remarque que le nombre des tubes bouchons en graphite

(bouchonné) augmente d’une année à une autre, dans l’année 2013 le nombre a élevé

jusqu’à 98 tubes. Pour le bouchage par le gypse qui est le résultat de l’encrassement il a

arrivé dans l’année 2013 à 54 tubes. Le pourcentage des tubes condamnés a atteint

20.74% dans l’année 2013 alors que le pourcentage de ce dernier ne doit pas dépasser

20% (d’après le constructeur)

3.3.1.2 Comparaison de pourcentage des tubes condamnés entre les quatre

échelons

L’échelon G est le seul échelon dans l’extension qui a atteint le nombre maximal pour les

tubes condamnés. La figure 3-11montre bien la différence entre les échangeurs des

quatre échelons.


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Pour bien présenté le problème une étude de l’impact et les cause de condamnation des

tubes sur la marche de l’échelon G sera nécessaire.

3.3.1.3 Impact de condamnation 20% des tubes sur la boucle de

concentration

Le nombre des tubes de l’échangeur est 733, on à 20% des tubes condamnée dans

l’année 2013 donc le nombre actuel est 586 tubes.

Le débit de la pompe de circulation est 7943m3/h et la masse volumique de l’acide 54%

est 1680 Kg/m3 donc le débit massique de l’acide 54% dans la boucle est :

7943

On pose :

X1 : débit massique d’acide dans chaque tube dans le cas de 0% des tubes condamnés

X2 : débit massique d’acide dans chaque tube dans le cas de 20% des tubes condamnés

Donc : X1=

=18204.96 Kg/h

X2 =

= 22771.74 Kg/h

On a : X2= X1+E

Tel que E est l’écart de débit résultant de l’augmentation des nombre des tubes

condamnés. Donc :

6

2,5 2,1

20,74

0

5

10

15

20

25

E F H G

% d

es

tub

es

con

dam

né

s

% des tubes condamnés pendant l'année 2013

Figure ‎3-11 Pourcentage des tubes condamnés des quatre échelons pendant 2013


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Puisque la durée de marche de l’échelon est 168h, donc le surplus de la masse d’acide

dans chaque tube est : 168 = 767219.04 Kg

On a le taux de solide dans l’acide 54% est 2% donc la quantité de solide dans E est :

0.02 767219.04 =15344.38 Kg

On a conclu que les 20% des tubes condamnés provoquent une augmentation de

15344.38 kg du solide dans chaque tubes ce qui implique un encrassement prématuré

de l’échangeur donc une augmentation de pression de la vapeur secondaire, et lorsque

celle-ci arrive à sa limite un arrêt forcé s’impose donc un problème de diminution de

cycle de marche.

Et ainsi la réduction de la surface d’échange du passage de l’acide, par bouchage des

tubes, conduit à une augmentation de la vitesse de l’acide dans les autres tubes ce qui

engendre une usure prématurée des tubes en graphite et rend possible la

communication entre les circuits acide vapeur.

La diminution de la surface d’échange conduit à une diminution de la température de

l’acide de circulation car le temps de séjours de l’acide dans les tubes devient plus petit à

cause de l’augmentation de la vitesse de circulation dans les tubes de l’échangeur ce qui

conduit à un mauvais échange entre l’acide et la vapeur de chauffe

3.3.2 Méthode des 5 pourquoi ?

Cet outil permet de rechercher les causes profondes d’un dysfonctionnement ou d’une

situation qui pose problème. C’est une démarche qui consiste à se poser plusieurs fois la

question « pourquoi? » pour remonter à l’origine du problème (figure 3-12) [6].

On a effectué les cinq pourquoi pour le problème de condamnation des 20% des tubes

de l’échangeur (figure3-13).

Figure ‎3-12 Méthode des 5 pourquoi ?


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Pourquoi1

111

Pourquoi 2 Pourquoi 3 Pourquoi 4 pourquoi 5

20% des tubes

d’échangeur

sont condamnés

Bouchage

mécaniqu

e

Tubes fuyards

Durée de vie

des tubes

d’échangeur

Choc

thermique

Fausse main

d’œuvre

Pression

vapeur BP

élevé

Coincement

des vannes de

la vapeur

ouverte

Travaux de

débouchage

non

conforme

Manque

d’expérience

Matériel non

adéquat

Taux de

solide élevé

dans l’acide

29%

Clarification

non efficace

Mauvaise

décantation

Acide clair

envoyé

d’U13AB

non

conforme

Temps de

séjour

insuffisant

Qualité

d’acide 29%

Bouchage

procès

Mauvais lavage

Fréquence

de lavage

insuffisant

Pompe de

circulation

usée

Températur

e de l’eau

Débit de l’eau

brute faible

Non-respect

de nombre

des heures

de marche

maximale de

l’échelon

Demande

élevé de

l’acide

54%

Haute niveau

de stockage

de l’acide

29%

Non

disponibilité des

autres échelons

Suites à un arrêt

forcé Excès de vapeur

de la centrale

Réseau en

eau commun


Page | 53

3.3.2.1 Vérification des hypothèses

Dans cette partie, une vérification a été entreprise sur l’ensemble des causes sur

lesquelles on peut agir afin de cibler les vraies sources du problème.

3.3.2.1.1 Hypothèses du niveau 1:

Bouchage mécanique ?

D’après l’historique des événements sur l’échangeur 04 G E01 (tableau 3.6) on a trouvé

que dans l’année 2013 le nombre des tubes bouchonnés (bouchons graphite) est 98

tubes ce qui valide notre hypothèse.

Bouchage procès ?

De même d’après l’historique des événements sur l’échangeur 04 G E01 (tableau 3.6) on

a trouvé que dans le11/06/2013, le nombre des tubes bouchés (bouché par gypse) est

54 tubes ce qui valide notre hypothèse.

3.3.2.1.2 Hypothèses du niveau 2:

Tubes fuyards ?

D’après le suivi des arrêts de l’échelon G ou bien plus précisément l’échangeur de cet

échelon, on a trouvé que depuis l’année 2008 à 2013 le nombre d’heures d’arrêt suite à

des tubes fuyard est 709,58 h (voir l’annexe 1). Donc notre hypothèse est vraie.

Existence des

Particules solides

sortie bouilleur

Tavaux systématique

de procédé non

respecté

Mauvaise

qualité d’acide

29%

L’eau de lavage

n’atteint pas le

plafond du

bouilleur

Figure ‎3-13 : schéma des cinq pourquoi sur les 20% des tubes condamnés


Page | 54

Mauvais lavage ?

Au démarrage de l’échelon, on peut connaitre qu’on a un mauvais lavage par ce qui suit :

Donc un mauvais lavage se traduit par un surplus des heures de lavage après le

démarrage de l’échelon. D’après le suivi des arrêts de l’échelon G, le surplus de lavage

pendant l’année 2013 est 111,92h (voir l’annexe 2). On a la somme des heures de lavage

périodiques pendant cette année est 750h donc le surplus de lavage présente 14.92% de

nombre totale. Donc notre hypothèse est validée.

Taux de solide élevé ?

Le constructeur a fixé pour le taux de solide de l’acide 29% à l’entrée des échelons de

concentration une valeur inférieure à 1%. On a pris les analyses effectuées dans le

laboratoire central pendant le mois juin de l’acide 29% à l’entrés d’échelon G (tableau

3.7)

Tableau ‎3-7 Suivi de taux de solide dans l’acide 29%

Année Mois Date T.S %

2013 Juin 01/06/2013

2013 Juin 02/06/2013 1,69

2013 Juin 03/06/2013 1,8

2013 Juin 04/06/2013 2,07

2013 Juin 05/06/2013 1,41

2013 Juin 06/06/2013 1,89 2013 Juin 07/06/2013 0,42

2013 Juin 08/06/2013

2013 Juin 09/06/2013 0,9

2013 Juin 10/06/2013 4,28

2013 Juin 11/06/2013 1,55 2013 Juin 12/06/2013 0,9

2013 Juin 13/06/2013 0,8

2013 Juin 14/06/2013 0,8

2013 Juin 15/06/2013

2013 Juin 16/06/2013 1,72 2013 Juin 17/06/2013 1,84

2013 Juin 18/06/2013 0,9

La pression de PT009G > 2.4 bar

L’ampérage de GP01 >23 A

La pression de PT001G >1.4bar

Mauvais lavage

Chute des

particules solide

sortie bouilleur

Surplus des

heures de lavage

Travaux de

procédés


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2013 Juin 19/06/2013 0,93

2013 Juin 20/06/2013 0,77

2013 Juin 21/06/2013 0,23

2013 Juin 22/06/2013

2013 Juin 23/06/2013 0,7 2013 Juin 24/06/2013 0,66

2013 Juin 25/06/2013 0,52

2013 Juin 26/06/2013

2013 Juin 27/06/2013 0,72

2013 Juin 28/06/2013 0,89 2013 Juin 29/06/2013

2013 Juin 30/06/2013 1,24

D’après le tableau, il est bien clair qu’à l’entrée d’échelon G le taux de solide de l’acide

29% dépasse 1% de nombreuse fois, par exemple à 10/06/2013 ce dernier a arrivé

jusqu’à 4,28%. Donc notre hypothèse est vérifiée.

Existence des Particules solides dans la sortie bouilleur ?

Au cours de la concentration de l’acide phosphorique, les gaz dégagés au niveau du

bouilleur conduit à l’apparition des croutes de gypse au plafond, à un certain temps ces

croutes commencent à grandir et tombent du fond, et circule dans la conduite

d’aspiration, suite à cela un arrêt de l’échelon est nécessaire pour effectuer les travaux

de procédé.

Ce problème de formation de ces dépôts au plafond du bouilleur est dû principalement

au fait que les eaux de lavages n’atteint pas la partie supérieure du bouilleur ce qui

conduit à l’accumulation des couches de solide dans la partie en question.

D’après le suivi des arrêts de l’échelon G dans l’année 2013 (tableau 3-4), les heures

d’arrêts suite aux travaux de procédés sont 102 h donc cela indique l’existence des

particules solide à la sortie du bouilleur.

3.3.2.1.3 Hypothèses du niveau 3 :

Durée de vie des tubes d’échangeur ?

L’échangeur de l’échelon G a été changé dans l’année 2008 et Puisque les tubes en

graphite d’échangeur des autres échelons ont dépassé 14 ans de fonctionnement sans

fissuration, cela indique que la durée de vie n’a pas terminée ce qui défausse notre

hypothèse.

Choc thermique ?

Lorsqu’on veut effectuer un lavage de l’échelon, on fait le vidange de l’acide puis en

remplie l’échelon par l’eau brute de température ambiante (25°C), ce dernier chauffé par

un échange thermique avec la vapeur BP jusqu'à une température de 86°C, pendant


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cette étape un choc thermique est possible si on fait entrer dans l’échangeur dès le début

une pression élevé de la vapeur ce qui provoque une fissuration des tubes.

Travaux de débouchage non conforme ?

D’après le rapport d’intervention de l’entreprise de débouchage des tubes d’échangeur

en 2011, la société a fissuré 53 tubes ; donc notre hypothèse est vérifiée.

Fréquence de lavage insuffisant ?

D’après le constructeur, après chaque 168 heure de marche il faut réaliser un lavage de

8 heures, donc chaque échelon doit effectuer 52 lavages annuellement. Dans l’année

2013 l’échelon G a effectuée 46 lavages donc notre hypothèse est vraie.

Pompe de circulation usée ?

L’impact d’un pompe usée est présenté par la diminution du débit de circulation qui

peut être provoqué par :

Corrosion ou érosion de la pompe

Glissement des courroies d’entraînement de la pompe

Cette hypothèse n’est pas vérifiée puisque la pompe de circulation a été changée le 05

Mars 2014.

Température de l’eau ?

La température de l’eau de lavage donnée par le constructeur est 86°C. Déjà dans

l’échelon G cette température est assurée par l’échange thermique avec la vapeur BP et

contrôlée par le DCS. Cette hypothèse n’est pas validée.

Débit de l’eau brute faible ?

Après le débordement de l’eau dans le condenseur laveur, la température de l’eau dans

la boucle se stabilise à l’environ de 83°C dans les conditions normales. La pression de la

boucle devient égale à 2 bars et le débit de la vapeur secondaire à 3 t/h. La température

de l’eau dans la boucle variée entre 82-85°C. En cas du manque d’eau brute on agit sur le

débit de la vapeur secondaire pour garder cet intervalle constant. Le tableau 3-8 résume

les résultats d’un suivi de la température et du débit de la vapeur secondaire.

Le suivi de lavage est effectué à 16/04/2014 :

Début du lavage à19 :00h

Fin du lavage à 23 :00h le 17/04/2014


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Tableau ‎3-8 Suivi de l’évolution de la température de l’eau brute et le débit de la vapeur secondaire

L’heure 17/04/2014

Température T (°C)

Débit de la vapeur (t/h)

Pression PT008 (bar)

09 :00 82.4 6 1.5

10 :00 83.2 6 1.5

11 :00 85 5 1.65 12 :00 85 4 1.8

13 :00 84 3 2 14 :00 86 3 2

15 :00 85 0 2 16 :00 84 0 2

17 :00 83 0 2

18 :00 82 1 2

D’après ce tableau on remarque que à 13 :00h la température de l’eau a augmenté

jusqu’à 86°C tandis que le débit de la vapeur reste constant à 3t/h, cela indique que le

débit de l’eau a diminué. Dans ce cas l’opérateur est obligé de diminuer le débit de la

vapeur pour ne pas dépasser la température 86°C afin de garder la sécurité de

l’installation et ne pas fissurer les tubes de l’échangeur. Depuis 15:00h à 17:00h la

température variée entre 85et 83°C malgré que la vanne de la vapeur est fermé ceci

indique que le débit de l’eau est très faible ou que l’eau n’arrive pas à l’échelon.

Normalement la durée de lavage est 8 heures. Dans ce cas elle est arrivé à 16h à cause du

manque de l’eau brute. Donc notre hypothèse est vérifiée.

Clarification non efficace ?

Comme de nombreuses fois le taux de solide d’acide 29% à l’entrée d’échelon G dépasse

1% (on a déjà le variée dans l’hypothèse de niveau 2) ceci indique une seule chose c’est

que la clarification n’est pas bonne.

L’eau de lavage n’atteint pas le plafond du bouilleur ?

Le lavage de l’échelon se fait par débordement. Après le remplissage de bouilleur par

l’eau chaud, il déborde dans le condenseur laveur or le plafond du bouilleur se situe à 1.7

m du lieu de débordement il est clair que l’eau n’atteint pas le plafond. Donc notre

hypothèse est vraie.


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La figure (3.14) décrit comment ces dépôts formés au niveau du fond du bouilleur

tombent et circulent dans la conduite d’aspiration.

Travaux systématique de procédé non respecté ?

D’après le questionnement des agents d’OCP, après chaque lavage de l’échelon, la porte

visite de la pipe est ouverte pour enlever les solides.

D’après l’historique du suivi de nettoyage du bouilleur de l’échelon G on a trouvé que le

nettoyage de ce dernier est effectué presque après chaque 6 mois et puisque la durée

entre un nettoyage et un autre qui suit, donné par le constructeur, est 6 mois alors la

durée est bien respectée. Donc notre hypothèse est faute.

Tableau ‎3-9 Historique de nettoyage du bouilleur

La date de nettoyage Durée de nettoyage (jours)

08/03/2013 3

20/09/2013 3

18/01/2014 3

Mauvaise qualité d’acide 29% ?

D’parés le tableau ci-dessous, on remarque bien que les éléments présents dans l’acide

alimentant l’échelon de concentration G présentent des concentrations qui dépassent les

Figure ‎3-14 Circulation des dépôts formés au plafond de l’échangeur dans la conduite d’aspiration


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valeurs normales. Les teneurs de Na2O, F et K2O dépasse plusieurs fois la norme, les

valeurs qui dépassent la norme sont sélectionnées dans le tableau 3.10, ce qui engendra

une formation de fluosilicate qui est la source de problème. Cela traduit une mauvaise

qualité d’acide 29%. L’annexe 3 présente une étude qualitative de l’influence de chaque

élément du phosphate sur la marche de l’atelier phosphorique.

Tableau ‎3-10 Suivie de la concentration des différents éléments présents dans l’acide alimentant les échelons de concentration et la comparaison avec les valeurs normale

La norme 0,17-0,26 0,25-0,28 0,03-0,05 0,30-0,40 0,07-0,10 0,20-0,35 27-32

Date Al2O3 Fe2O3 K2O MgO Na2O CaO P2O5

01/04/2014 0,25 0,23 0,05 0,40 0,15 0,29 26,20

02/04/2014 0,26 0,23 0,04 0,42 0,12 0,33 25,38

03/04/2014 0,22 0,20 0,04 0,38 0,13 0,37 26,19

04/04/2014 0,23 0,22 0,05 0,44 0,18 0,35 25,94

05/04/2014 0,22 0,21 0,05 0,37 0,13 0,33 25,74

06/04/2014 0,22 0,20 0,03 0,37 0,12 0,40 25,62

07/04/2014 0,23 0,21 0,05 0,38 0,16 0,37 27

08/04/2014 0,31 0,29 0,07 0,57 0,10 0,25 25,82

09/04/2014 0,24 0,21 0,05 0,39 0,15 0,36 24 ,75

10/04/2014 0,23 0,21 0,03 0,39 0,10 0,33 25,44

11/04/2014 0,22 0,19 0,05 0,38 0,11 0,32 25,05

12/04/2014 0,22 0,20 0,04 0,36 0,13 0,34 23,93

13/04/2014 0,23 0,22 0,04 0,37 0,11 0,31 24,80

14/04/2014 0,27 0,20 0,03 0,35 0,14 0,38 26,44

15/04/2014 0,29 0,21 0,04 0,36 0,14 0,43 24,45

16/04/2014 0,38 0,24 0,05 0,36 0,12 0,46 24,51

17/04/2014 0,35 0,22 0,06 0,36 0,14 0,46 25,50

20/04/2014 0,44 0,29 0,10 0,39 0,19 0,41 24,95

21/04/2014 0,45 0,27 0,07 0,39 0,17 0,45 24,87

22/04/2014 0,39 0,27 0,07 0,37 0,15 0,36 24

23/04/2014 0,42 0,26 0,04 0,35 0,12 0,34 23,62

24/04/2014 0,39 0,26 0,02 0,36 0,14 0,38 25,37

25/04/2014 0,41 0,25 0,06 0,35 0,14 0,39 24,69

26/04/2014 0,47 0,30 0,06 0,39 0,17 0,46 23,62

27/04/2014 0,44 0,27 0,06 0,39 0,17 0,43 23,52

28/04/2014 0,35 0,42 0,08 0,37 0,16 0,37 24,88

29/04/2014 0,33 0,23 0,05 0,37 0,13 0,41 23 ,68


Pression de vapeur BP élevée ?

L’historique du suivi de la pression de la vapeur BP n’est pas disponible, pour cela on va

laisser cette hypothèse sans vérification et on va augmenter le niveau au niveau 5.


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Non-respect de nombre des heures de marche maximale de l’échelon ?

Dans l’extension, les heures de marche de la plus part des échelons sont plus de 200h

alors que le constructeur donne que 168 h. Cela engendre une augmentation des dépôts

des solides dans la boucle ou bien l’encrassement de l’échelon ce qui facilite le bouchage

des tubes.

Remarque : Actuellement l’échelon G souffre de problème de la courte durée de cycle de

marche donc on ne peut pas arriver à la durée ordinaire de cycle de marche.

Réseau en eau commun ?

L’annexe 4 montre bien que le réseau de l’eau brute de CAP extension est en commun

avec le réseau de CAP Nord et que l’extension et notamment l’échelon G existe à

l’extrémité du réseau, lors la conception de la nouvelle CAP ils ont fait un piquage de la

conduite de l’eau brute de Nord alors si un échelon de nord effectue le lavage

malheureusement aucun échelon de la nouvelle CAP ne peut effectuer le lavage à cause

de la diminution de la pression dans le réseau.

Mauvaise décantation ?

Malheureusement les responsables d’OCP n’ont pas nous laissé d’effectuer les analyses

dans le laboratoire central pour évaluer le taux de solide dans la sortie de décanteur et

ainsi que les agents n’effectuent pas un suivi de la qualité de décantation pour cela on n’a

pas pu justifier notre hypothèse. Mais si on suit la logique des choses, ils bien évident

qu’on a une mauvaise décantation car le taux de solide à la sortie du bac intermédiaire

est élevé. Il arrive parfois jusqu’à 3% or la norme c’est inférieur à 1%.

Acide clair envoyé par l’unité 13AB non conforme ?

On n’a pas les données sur cette hypothèse pour cela on va la négliger.


Fausse main d’œuvre ?

Les agents d’OCP ont reçu les formations nécessaires pour avoir des compétences et

éviter toute fausse main d’œuvre possible. Et d’après les agents, cette erreur n’est jamais

faite. Donc notre hypothèse est fausse.

Coincement des vannes de la vapeur ouverte ?

Dans le cas de coincement de la vanne d’entrée de la vapeur secondaire ouverte

(04FCV401G) automatiquement on ferme la vanne PCV003G et la vanneXSV801G donc

ce problème n’a pas un impact sur les tubes puisqu’il y a d’autre vanne de sécurité et de

la sécurité mécanique (les soupapes de transformateur et de l’entrée de vapeur

secondaire).


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Demande élevé de l’acide 54% ?

Les commandes de l’acide 54% sont représentées dans le tableau3-11.

Tableau ‎3-11 Production commandée de l’acide 54% pendant l’année 2013

Production commandée de l’acide 54%

(T.P2O5) Janvier 137183

Février 123380

Mars 138537

Avril 141771

Mai 145617

juin 141255

Juillet 135085

Aout 129085

Septembre 126759

Octobre 107167

Novembre 101284

Décembre 98617

Total 1525740

On a la productivité nominale de CAP nord et sud est 12 T. (P2O5)/h, pour l’extension la

productivité est 18.75 T. (P2O5)/h, on a quatre échelons dans l’extension, huit dans le

nord et huit dans le sud. Les heures de marche donné par le constructeur dans Maroc

Phosphorique III – IV sont regroupés dans le tableau 3-12.

Tableau ‎3-12 Heures de marche donnée par le constructeur

Heures de marche donnée par le constructeur (h)

Nord 36000

Sud 36000

extension 20000

Donc le Maroc phosphorique doit produire 1.239.000 T de P2O5 or la commande des

clients de l’acide 54% est 1.525.749 T de P2O5. Donc il y a un besoin de 286.749 T de


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P2O5. . Alors les responsables sont obligés de dépasser les 168 heures de production

dans chaque cycle afin d’assurer la quantité demandée.

Le haut niveau de stockage de l’acide ?

Dans l’extension il existe deux lignes E et G de stockage de l’acide 29%. Le niveau haut

de la hauteur du bac intermédiaire est 8.2m, est la hauteur maximale est 8.5m, si le

niveau d’acide atteint cette dernière on doit arrêter la réception de l’acide 29%, mais

dans la réalité pour résoudre le problème du stockage on est obligé de prolonger la

durée du cycle de marche de chaque échelon pour consommer l’acide 29%. Le

15/03/2014 à 14 : 47h la hauteur du bac 13ER03 est 8.56m ; donc il est à la limite

maximale ce qui indique un haut niveau de stockage de l’acide 29%. Notre hypothèse est

vraie.

Indisponibilité des autres échelons Suites à un arrêt forcé ?

Dans le CAP extension, il est impossible de faire arrêter la marche de deux échelons en

même temps sauf s’il y a un cas exceptionnel. Donc s’il y a un échelon en arrêt les autres

doivent continuer la production quoique la durée de cycle de marche donnée par le

constructeur ait arrivé à sa fin. Donc notre hypothèse est vraie.

Excès de vapeur de la centrale ?

D’après les agents d’OCP ce problème s’arrive lorsqu’il y a indisponibilité de plus de

deux échelons dans Maroc phosphorique, dans ce cas la vapeur inconsommable devient

un excès pour la centrale. Pour résoudre le problème d’excès de la vapeur, les agents

sont obligés de continuer la production d’acide 54% quoique les échelons aient terminé

leur durée de cycle de marche donnée par le constructeur. Malheureusement on n’a pas

trouvé des donnés dans l’historique de suivi de l’échelon G pour justifier cette

hypothèse.

Temps de séjour insuffisant ?

Il existe deux décanteurs dans l’unité 13 un côté E et l’autre côté G, le débit de chaque

décanteur égale à 120 m3/h, mais dans U13 la décantation se fait par un seul décanteur

ce qui provoque une surcharge sur ce dernier et le débit devient égale à 240 m3/h plus

supérieur au débit de dimensionnement de décanteur, donc il est évident que le temps

de séjours devient plus petit que celui donnée par le constructeur. Cette diminution de

temps de séjours influence négativement sur la sédimentation des particules solides.

3.3.3 Encrassement

L’encrassement des échangeurs de chaleur se produit au moment du passage de l’acide

en circulation à travers les tubes de l’échangeur de chaleur.

On a déjà vu l’impact de l’encrassement pendant le suivi de cycle de marche l’échelon G

(figure 3.9).


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3.3.3.1 Cinq pourquoi sur l’encrassement de l’échangeur

Pour le premier niveau on a l’encrassement est une cause de :

Qualité d’acide 29%

Taux de solide élevé dans l’acide 29%

Pompe de circulation usée

Existence des Particules solides sortie bouilleur

Mauvais lavage

Les causes de l’encrassement sont incluses dans la partie des causes de la condamnation

des 20 % des tubes de l’échangeur tubulaire qui sont déjà vérifiées auparavant.

Remarque : Toutes les cause de la réduction de cycle de marche de l’échelon G

mentionné dans le diagramme d’Ishikawa font partie des cause de condamnations des

tubes de l’échangeur.

Conclusion

Après une comparaison entre les quatre échelons, il a apparait que l’échelon G représente la valeur la plus petite au niveau de la durée de cycle de production et la plus grande au niveau des heures d’arrêts. Les causes d’arrêts provoqués par l’indisponibilité de l’échangeur O4GE01 présente 52% depuis l’année 2008, et ainsi dans l’année 2013, le nombre d’heure d’arrêt suite au lavage périodique a enregistré la plus grande valeur 750h avec un pourcentage d’arrêt de 31.79. Après l’effectuation du diagramme d’Ishikawa, nous avons donné l’importance à l’analyse des causes racines, par la méthode de cinq pourquoi, sur les problèmes de l’échangeur Puisque l’indisponibilité due à ce dernier est important. Les causes retenues sont :

Demande élevé de l’acide 54%

Haute niveau de stockage de l’acide 29%

Non disponibilité des autres échelons Suites à un arrêt forcé

Réseau en eau commun

L’eau de lavage n’atteint pas le plafond du bouilleur

Mauvaise qualité d’acide 29%

Chapitre 4 : Proposition des améliorations

Page | 64

4 Chapitre 4 : Proposition des améliorations


Page | 65

Introduction

Parmi les causes racines retenues dans le chapitre précédant nous avons choisi de

résoudre les problèmes les plus liés au service de concentration d’acide phosphorique

qui sont :


Réseau de distribution de l’eau commun

Une étude détaillée d’un système de lavage du toit du bouilleur sera proposé pour faire

face à la première cause retenue. Pour la deuxième cause, l’installation d’un nouveau

circuit d’eau brute pour alimenter la nouvelle CAP indépendamment du circuit de

l’atelier phosphorique Nord sera plus satisfaisante.

Ces deux propositions sont des solutions préventives. Aussi une solution corrective sera

nécessaire pour remédier la situation actuelle, correspondante à la condamnation des

20% des tubes de l’échangeur de l’échelon G, cette solution est basée sur une étude

comparative entre le retubage et le changement de l’échangeur afin de choisir le moins

coûteux.

4.1 Etude et installation d’un système de lavage de toit du

bouilleur

Les bouilleurs des unités de concentration d’acide phosphorique subissent des

encrassements des dômes par les fluosilicates car les eaux de lavages périodiques

n’arrivent pas à les toucher.

Au cours de fabrication d’acide phosphorique 54% les blocs de fluosilicates formés se

décollent de ces dômes et finissent à traverser la boucle de circulation d’acide et se

colmatent dans la paroi des échangeurs, d’où l’encrassement de ces derniers.

4.1.1 Solution actuelle

L’opération de désencrassement et de nettoyage des toits des bouilleurs se fait

manuellement avec les personnes de l’OCP par des moyens mécaniques à savoir

grattoirs et pelles. Ce nettoyage se fait une seule fois chaque 6 mois.

4.1.1.1 Description de la solution actuelle

Pour mettre fin à cette problématique les agents de Maroc phosphore suivent la

procédure suivante :

Démontage des portes visites du bouilleur en faisant appelle à une grue de 90 t

(figure 4.1).


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Nettoyage manuel à jet d’eau sous pression

La figure 4.2 montre le solide récupéré après le nettoyage manuel à jet d’eau.

Cette activité occupe des agents postés pendant au moins 2500 heures par année

causant :

Des perturbations dans la gestion du personnel

Retard dans les exécutions des opérations de nettoyage

4.1.1.2 Coût de la solution actuelle

Le coût de la solution actuelle est composé de cout des travaux mécaniques et le manque

à produire.

4.1.1.2.1 Coût de l’ensemble des travaux mécanique sur le plafond du bouilleur

Le coût engendré par la solution actuelle est détaillé dans le tableau suivant (tableau 4.1) :

Figure ‎4-1 Démontage de la porte visite d’un bouilleur

Figure ‎4-2 Echantillon du solide issu d’un nettoyage manuel à jet d’eau sous pression


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Tableau ‎4-1 Coût de l’ensemble des travaux mécanique sur le plafond du bouilleur

Tâche Durée

Nombre de

personnes

Coût unité

d’œuvre Coût de la tâche

Ouverture et fermeture

des portes visites du

bouilleur

10 h

3

130 dh/h

3900 dh

location des

échafaudages

3 jours ------

5dhs/jours

15dh

Travaux de nettoyage

3 jours

12m3

(quantité de

gypse)

100 dh/m3

1200dh

Location de la grue

1jours

10920 dh/j

10920dh

Coût total

3900+15+1200+10920=16035 dh

Et comme le lavage se fait deux fois par an, donc le coût globale est de :

Coût solution actuelle = 16035*2= 32070 DH

La solution actuelle nécessite un arrêt de production de 8 jours, il faut donc le prendre en

compte dans les calculs.

4.1.1.2.2 Calcul de manque à produire suite à l’arrêt

La productivité d’un échelon en acide phosphorique non clarifié est de 17.5t/h, sachant

que pour chaque tonne le gain net est 500dh

Manque à gagner : 17.5*24*500*3*2= 1260000 DH

4.1.1.2.3 Coût total de la solution actuelle

Donc le coût total est :

Coût total = coût des travaux mécanique + le manque à gagner

Coût total = 32070 + 1260000 = 1324140 DH

Donc le nettoyage manuel possède les inconvénients suivants :

Coût total =1.324.140,00 DH


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Coût de nettoyage élevé

Des perturbations dans la gestion du personnel ;

Retard dans les exécutions des opérations ;

Inefficacité de l’opération de nettoyage et risque d’accidents.

Affectation du taux de disponibilité de l’installation.

Durée longue entre le nettoyage et l’autre qui suit (6mois) provoquant le

problème de décollement des fluosilicates pendant le cycle de production.

4.1.2 Solution proposée

La solution proposée consiste à l’installation d’un système de lavage de toit du bouilleur

limitant la formation de solides dans ce dernier et aussi optimisant l’opération de

nettoyage du plafond, autrement dit laver le plafond du bouilleur sans avoir besoin

d’ouvrir ses portes visite et d’arrêter tout l’échelon pendant une longue durée.

En effet, il s’agit d’un pulvérisateur de lavage composé de buses à jet d’eau alimenté par

une pompe.

Afin d’alimenter Le système de nettoyage du plafond du bouilleur, on a proposé

d’utiliser une pompe déjà installée sur site. En effet, il s’agit de la pompe P02 de secours

de transfert de l’acide phosphorique concentré vers l’unité 14. (Voir le schéma de

concentration modifié et les caractéristiques de P02 (figures 4.3 et tableau 4.2).

Figure ‎4-3 Schéma d’unité de concentration modifiée (ajout du circuit de lavage)


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Caractéristique de la pompe P02

Le tableau 4-2 regroupe les caractéristiques de la pompe de production réserve P02

Tableau ‎4-2 Caractéristiques de la pompe P02

POMPE DE PRODUCTION

P02

Puissance 400 kW

Pompe centrifuge

Position horizontale

Débit (max) 30 m³/h

HET 32 mcl

NPSH requis 0,8 m

Matériaux LEROYSOMER

4.1.2.1 Principaux types des têtes de lavage

Les principales têtes de lavage des cuves dans l’industrie (figure 4.4) sont [8] :

Têtes de lavage à rotation libre

Le liquide de nettoyage fait tourner la tête de lavage grâce aux buses positionnées à cet

effet. Les impacts rapides et répétitifs éliminent les résidus et permettent de nettoyer les

parois des réservoirs. L’effet est particulièrement remarquable avec des pressions

faibles dans les réservoirs de petites et moyennes tailles.

Têtes de lavage à rotation contrôlée

Le liquide de nettoyage fait tourner la tête de lavage grâce à la turbine interne. Un

réducteur d’engrenage, ou un frein hydraulique sont utilisés pour contrôler la rotation.

Les gouttelettes produites sont alors plus grosses et vont frapper la paroi de la cuve à

une vitesse plus élevée. Ceci maintient la vitesse de rotation de la tête à son niveau

optimal, sur une plus large étendue de pression. La tête de lavage développe ainsi un

impact de jet plus puissant sur une plus grande distance.

Têtes de lavage à rotation programmée

Dans ce cas, le liquide de nettoyage fait fonctionner un mécanisme par l’intermédiaire

d’une turbine qui permet la rotation de la tête dans deux plans. Au cours d’un cycle de

pulvérisation, les jets couvrent l’intégralité de la surface interne du réservoir selon un

quadrillage spécifique et programmé.

Cette action prend un certain temps, mais ces têtes produisent les jets les plus puissants,

donc plus de force d’impact, et sont donc particulièrement appropriés pour les très

grands réservoirs et les nettoyages les plus difficiles.

Têtes de lavage fixes

Les têtes de lavage fixes ne tournent pas et nécessitent donc un plus grand volume de

liquide afin de générer un flux turbulent. Elles sont avant tout destinées au simple

nettoyage de petits réservoirs.


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4.1.2.2 Effets du nettoyage

Les principaux effets du nettoyage sont la force d’impact et la distance entre le toit et

l’extrémité de tube où la tête de lavage est installée.

4.1.2.2.1 Force d’impact

La force d’impact produit un nettoyage efficace, tout particulièrement à faible distance. Les salissures sont décollées grâce à la forte énergie cinétique des gouttelettes. C’est pourquoi il est nécessaire de disposer de grosses gouttes se déplaçant à grande vitesse.

4.1.2.2.2 Distance de lavage

La position du dispositif de nettoyage est déterminée par la longueur effective du jet.

Chaque buse a un rayon d’action dans lequel l’élimination des salissures est efficace.

Cette distance est généralement précisée par le fabricant et se décompose en distance de

lavage et en distance de rinçage. Si le réservoir s’avère être plus grand que le rayon

d’action de la buse choisie, il est alors nécessaire d’en utiliser deux ou plusieurs.

Dans les réservoirs verticaux possédant un dôme, le dispositif de nettoyage doit être

installé au bout d’un tube dont la longueur est de 0.23 x le diamètre de réservoir D

(m).

Dans ce cas, la longueur du tuyau de descente participe à la création d’un angle

d’environ 25° entre le dôme du réservoir et le plus grand rayon de nettoyage horizontal

(figure 4.5).

4.1.2.3 Choix de débit à pulvériser

Le débit nécessaire au lavage dépend de nombreux facteurs. De plus, chacun de ces facteurs doit être déterminé séparément pour chaque application. Le diagramme présenté ci-dessous constitue une préconisation à titre indicatif.

Figure ‎4-4 Types des têtes de lavage des cuves

Figure ‎4-5 Angles entre le dôme et le plus grand rayon de nettoyage


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Puisque on n’a pas les données suffisantes sur l’évolution journalière de fluosilicates et de gypse sur le toit du bouilleur, on s’est basé seulement sur le diagramme suivant [8] (figure 4.6)

On a le diamètre du bouilleur est 6.5m donc on a considéré qu’on a deux bouilleurs de

diamètre 3.25m et on a utilisé deux pulvérisateurs.

Donc le débit nécessaire pour chaque pulvérisateur, d’après la figure 4.6, est situé entre

90 et 150 l/min ça vaut dire entre 5.4 et 9 m3/h.

On a choisis pour chaque pulvérisateur un débit de 9 m3/h donc le débit total est

18m3/h.

4.1.2.4 Dimensionnement des conduites

On cherche du diamètre de la conduite de l’eau. La pratique courante a fixé des limites à

la vitesse dans les tuyauteries

o Pour l’eau :

- En aspiration 0.5 a 1.5 m/s

- Au refoulement 1 à 3 m/s

Figure ‎4-6 Débit pulvérisé en fonction de diamètre du bouilleur


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On a le débit nécessaire pour le lavage est 18m3/h

Le diamètre de la conduite d’alimentation du circuit est calculé par la relation suivante:

QV = S V (‎4-1)

Avec :

QV: Débit volumique d’alimentation de la conduite (m3/s)

V : Vitesse de refoulement de l’eau de lavage (m/s).

S: Section de la conduite d’alimentation de pulvérisateur (m2)

On a S =

=

(‎4-2)

Donc

D=

(‎4-3)

Choisissons une vitesse de refoulement de la pompe 2.3 m/s donc le diamètre de la

conduite est :

D1=40.80 mm

D’après l’annexe 5, le diamètre nominal est 50 mm.

Pour le diamètre des deux conduites en parallèle est :

On a QV est 9 m3/h donc le diamètre nécessaire pour chaque conduites est 28.8mm

d’après l’annexe 5 :

Le schéma proposé est présenté dans la figure 4.7

D1=50 mm

D2=32 mm


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4.1.2.5 Calcul de longueur de chaque tube lié à la tête de lavage

Puisqu’on a un bouilleur vertical possédant un dôme, le dispositif de nettoyage doit être

installé au bout d’un tube dont la longueur est de :

0.23 x le diamètre de réservoir D (m) ( 4-4)

Donc la longueur de chaque tube lié à la tête de lavage (Ltube) est [8]:

Ltube =0.23 6.5 = 1.5 m

Donc :

Ltube=1.5 m

Figure ‎4-7 Schéma proposé


Page | 74

4.1.2.6 Dimensionnement de la pompe adéquate pour le lavage de toit du

bouilleur

La première étape consiste à calculer l’ensemble des pertes de charge causées par le

circuit et en fonction de la hauteur manométrique de la pompe utilisée on va décider si

cette pompe va assurer le bon lavage.

En appliquant l’équation de Bernoulli entre les deux points 1 et 2, figure 4.8, on aura :

(‎4-5)

Avec :

Hmt : La hauteur manométrique

: Pertes de charge entre les points 1 et 2

P1, P2 : respectivement, la pression dans les points 1 et 2

V1, V2 : respectivement, la vitesse dans les points 1 et 2

Z1, Z2 : respectivement, la hauteur dans les points 1 et 2

: La masse volumique du fluide, dans notre cas l’eau de lavage

g : la constante de la pesanteur

Pendant le lavage le bouilleur est sous la pression atmosphérique donc

P3 = Patm

Avec :

Figure ‎4-8 Bouilleur


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Patm : pression atmosphérique

P3 : pression de point 3

On applique la loi de statique entre les points 3 et 1 et obtient :

P3 + g Z3 = P1+ g Z1 (‎4-6)

Donc : P1= Patm + g (Z3 Z1) (‎4-7)

Avec

Patm=1.013 bar =105 Pa

g = 9.81 m/s2

1000 kg/m3

Z3 – Z1 = 4.2 m

Donc P1 =1.4 105 Pa

D’après l’expérience des responsables de l’unité extension, la pression qui peut assurer

un bon lavage du plafond du bouilleur est située entre 3 et 5 bars. On prend la pression

de jet égale à 5 bars donc : P2 = 5 bars

On a : V1 =

et S1 =

(‎4-8)

Avec

D1 : diamètre de trop plein

S1 : section de trop plein

On a D1= 80mm QV= 18 m3/h

Donc: V1= 1m/s

Pour calculer V2 on a :

D2 = 32 mm et QV2 = 9 m/s donc

V2 =

=

= 3.1 m/s

On a: Z2 – Z1 =8.3 m

4.1.2.6.1 Pertes de charge

Soit ΔHP l’ensemble des pertes de charge engendrées par le circuit de lavage

On a:

ΔhP= ΔhL + Δhs

Avec :


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ΔhL : pertes de charge linéaires

Δhs : pertes de charge singulières

Pertes de charges linéaires

Les pertes de charge linéaire sont déterminées à partir de la relation suivante [9] :

D

LVP

2

2 (‎4-9)

L’équivalent en hauteur est donné par :

D

L

g

VhL

2

2

(‎4-10)

Avec :

Pertes de charge linéaire en m

λ : coefficient de perte de charge (nombre sans dimension)

V : vitesse d’écoulement en m/s

D : diamètre hydraulique du tube en m

L : longueur du tube en m

Pratiquement, λ est déterminé à partir de l’abaque de Moody (figure4.9), λ est en

fonction de Re et du rapport

où ε est la profondeur moyenne de la rugosité.

Figure ‎4-9 Diagramme de Moody


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Pertes de charge singulières

La perte de charge singulière, localisée dans une section de la conduite, est provoquée

par un changement de direction et d’intensité de la vitesse. L’écoulement uniforme est

perturbé et devient localement un écoulement non uniforme.

La turbulence joue un rôle considérable, alors que les forces de viscosité sont

négligeables. La perte de charge n’a donc lieu qu’en régime turbulent.

Une telle non-uniformité de la vitesse peut être provoquée par :

Un branchement de section de la conduite,

Un changement de direction (coude),

Un branchement ou raccordement,

Un dispositif de mesure et contrôle de débit...

Comme pour les pertes de charge linéaire, les pertes de charges singulières se traduisent

Par la relation [9] :

2

2VkPs

(‎4-11)

L’équivalent en hauteur est donné par :

g

VkhS

2

2

(‎4-12)

Avec :

Pertes de charge singulière en m

V : vitesse d’écoulement en m/s

K : coefficient dépendant des caractéristiques géométriques. g : la constante universelle de gravitation

La valeur de K est donnée pour les différents cas les plus classiques dans l’annexe 6

4.1.2.6.2 Donnés sur le circuit pour calculer les pertes de charge

Le contre mettre dans l’atelier mécanique nous donne les caractéristiques de circuit à

faire pour le nettoyage le toit du bouilleur.

Les différentes singularités présentes dans le circuit :

13 coudes 90°h

Une vanne

Un té d’équerre

La longueur de la conduite de refoulement est obtenue en faisant la somme des

longueurs des différents tronçons, on a L = 35 m pour le D =50mm et L=4m pour

la somme des deux conduites en parallèle de diamètres 32 mm

La conduite d’aspiration a une longueur de Lasp=25m et un diamètre de

Dasp=80mm

http://fr.wikipedia.org/wiki/Constante_gravitationnelle


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La longueur de trop plein est L=1.5 m de diamètre 80mm

La viscosité cinématique de l’eau à 84 ° C est : ʋ = 0 ,35 .10-6 m2/s

La conduite est en SVR dont la rugosité interne est 0.007 mm

4.1.2.6.3 Calcul des pertes de charge et la hauteur manométrique

Calcul des pertes de charge linéaire

On utilise le diagramme de Moody pour calculer le coefficient de perte de charge

les pertes de charge Régulière provoquées par le trop plein (V1=1m/s)

les pertes de charge Régulière provoquées par la conduite d’aspiration de

diamètre Dasp =80 mm et de V=1m/s

les pertes de charge Régulière provoquées par le circuit de diamètre D1=50mm

(V’=2.3m/s)

Re1=3.2

λ = 0.0165

Pression vapeur

BP élevé Reasp=2.3

Coincement des

vannes de la

vapeur ouverte

λ =0.0125

5

Re trop=2.2

λ =0.0125


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les pertes de charge linéaires provoquées par le circuit de diamètre D2=32mm

(V 2=3.1m/s)

les pertes charges linéaires de circuit total

(‎4-13)

Donc :

Calcul des pertes de charge singulière

L’ensemble des calculs des pertes de charge singulières (voir l’annexe6) sont donnés

dans le tableau 4.3 suivant :

Tableau ‎4-3 Calcul des pertes de charges singulières

Coudes

nombre de coudes Caractéristiques

Angle K V Δhs1(m)

8 90° 0,5 2,3 1.078

5 90° 0,5 1 0.127

Autre singularité

Désignation K V Δhs2(m)

Vanne 0.3 2 ,3 0.08

Té d’équerre 3 3.1 1.469

Re2=2.75 Pour

λ = 0.0175


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Donc les pertes de charge singuliére total est :

Δhs = Δhs1 + Δhs2 (‎4-14)

Alors :

Δhs = 1.078+0.127 + 0.08+1.469

Calcul des pertes de charge total

Donc les pertes de charge provoqué par le réseau d’eau de lavage est :

ΔhP= ΔhL + Δhs (‎4-15)

Alors :

Calcul de la hauteur manométrique

Après avoir calculé les différentes pertes de charge engendrées par le circuit, on peut

déterminer la hauteur manomètre de la pompe assurant la fonction de lavage :

(‎4-16)

On a: P2= 5 105 Pa; P1= 1.4 Pa ;( Z2-Z1) = 8.3m; V1=1m/s; V2= 3.1m/s

Et , alors :

La hauteur manométrique de la pompe de secours est de 32 mcl, or la hauteur

manométrique nécessaire est 52.2 mcl, donc la pompe P02 n’est pas adéquate pour cette

solution. Pour cela le dimensionnement d’une autre pompe sera nécessaire.

Δhs =2.754m

ΔhP= 7.147m

Hmt =52.2m


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4.1.2.6.4 Net Positive Suction Head (N.P.S.H.):

N.P.S.H (Net Positive Suction Head) ou Hauteur de charge nette absolue, c’est une

mesure permettant de quantifier la hauteur manométrique d'aspiration disponible pour

éviter la cavitation.

La cavitation est la vaporisation du liquide contenu dans la pompe quand il est soumis à

une pression inférieure à la tension de vapeur correspondant à sa température.

La cavitation est un phénomène absolument à éviter, car il entraîne de graves

conséquences :

Erosion des matériaux pouvant aller jusqu’au perçage des aubes de turbine

des pompes centrifuges

Augmentation du bruit et des vibrations générées par la pompe

Chute des performances des pompes avec diminution importante de la

hauteur manométrique totale, du débit et du rendement

NPSH disponible

Le problème consiste à définir un critère permettant de savoir si le risque de cavitation

existe dans un circuit donné. On définit donc comme grandeur le N.P.S.H. (Net Positive

Succion Head) du circuit ou N.P.S.H.disp (N.P.S.H.disponible) par la relation suivante

[10]:

N.P.S.H disp =

+ hg - (‎4-17)

Avec :

P1: Pression en haut du bouilleur

hg: Hauteur géométrique (dans le cas d'une pompe, elle est positive si la pompe

est en charge et négative si aspiration)

: Perte de charge globale d’aspiration

PVS: Pression de vapeur saturé

(N.P.S.H) requis

C'est la hauteur minimum de liquide (supposé à sa température d'ébullition), nécessaire au-dessus de l'aspiration, pour empêcher la cavitation. Il dépend:

du type de pompe

du point de fonctionnement

Il est donné par le fabricant de la pompe sous la forme d'une courbe donnant le NPSH requis, en mètre de liquide, en fonction du débit.

En effet il n’ya pas de cavitation quand :


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N.P.S.H.req < N.P.S.H.disp (‎4-18)

Calcul de NPSH disponible

On a :

PVS =81.466 Pa à 90°C ; P1=1,4.105 Pa

hg= 15m ; =0.34m

Donc N.P.S.H disp= 20.63 m

4.1.2.6.5 Calcul de la puissance hydraulique

Une électropompe hydraulique est formée de deux parties distinctes et accouplées

mécaniquement [11] :

- Un moteur électrique ; - Une pompe hydraulique.

L'énergie mécanique nécessaire à une pompe est toujours supérieure à l'énergie

effectivement transmise au fluide (figure 4-10), suite aux différents frottements des

organes de rotation :

Centrifuges, énergie dégradée échauffe le liquide pompé ;

Alternatives, énergie dégradée dans les transmissions mécaniques.

Les rendements généralement admis sont :

Pompes à piston = 0,6 à 0,7 ;

Pompes centrifuges = 0,4 à 0,8.

Figure ‎4-10 Transformation de l’énergie

La puissance absorbée sur l'arbre moteur est :

(‎4-19)

Avec : : la masse volumique de l’eau g : la constante de la pesanteur Hmt : hauteur manométrique m Qeau : débit de l’eau

: le rendement de la pompe

N.P.S.Hdisp =20.63m


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La puissance nominale du moteur doit être supérieure ou égale à Pabs.

4.1.2.7 Choix de la tête de lavage

On a le débit de lavage est entre 5.2 et 9m3/h (92-150l/min). Pour chaque tête de

lavage, et la pression de service est 5 bars, la tête de lavage de toit du bouilleur adéquat

est Têtes de lavage rotatives XactClean (Annexe 7).

Les propriétés de la tête de lavage choisi sont présentées dans le tableau suivant :

Tableau ‎4-4 Caractéristiques de la tête choisi

Applications

Diamètre max. de

réservoir

Pression de service

bars

Température max

Installation

Matière

Nettoyage des équipements suivants : _ Machines _ Installations _ Réservoirs / cuves Par ex. : industries des boissons, agroalimentaires et chimiques.

-Rinçage : 9.0 m

-Lavage : 6.0 m

3.0 - 7.0

90 °C

Fonctionnement possible dans

toutes les positions

Acier inoxydable

316L

Donc d’après ce tableau on remarque que cette tête de lavage est bien adéquate puisqu’il

a une température maximale de 90°C sachant que la température de lavage de l’échelon

située entre 80-84°C, et aussi la matière de sa fabrication est l’acier inoxydable 316L ce

dernier résiste bien la corrosion et l’abrasion de l’eau de lavage qui contient en premier

temps des traces d’acide phosphorique .

Dimensions de la tête de lavage

D’après la figure 4.7 l’angle du jet adéquate pour bien effectuer le nettoyage de toit du

bouilleur est 270°. On a le débit de chaque pulvérisateur est 150 l/min et la pression de

service est 5 bars. Donc d’après la figure 4.11 la hauteur de la tête de lavage est 155mm

et de diamètre 60 mm.


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Contre mesure pour garder le meilleur fonctionnement du pulvérisateur.

Pour éviter le colmatage des buses de deux têtes de lavages par le fluosilicate pendant la

production d’acide concentré on a proposé que les deux brides où on va fixer les tubes

liés à ces derniers soient démontables, on le remonte seulement dans la période de

lavage.

Aussi Pour éviter le colmatage des buses par le solide qui existe dans la boucle, on

suggère de monter un filtre avec une décharge pour nettoyer le filtre pendant le lavage.

Figure ‎4-11 Dimensions de la tête de lavage


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4.1.3 Etude technico-économique

Comme nous avons vu dans la partie de la vérification des hypothèses (chapitre 3), les

heures d’arrêts suite aux travaux de procédés pour éliminer les particules solides

proviennent du bouilleur sont 102 h. Puisque la productivité de l’échelon est 17 .5

TP2O5/h et on gagne dans chaque tonne de P2O5 500 DH donc le manque à gagner suite à

cet arrêt est : 102*17.5*500 =892500DH

Le nettoyage du bouilleur manuellement nous cote annuellement 1324140 DH. Alors le

système de nettoyage de toit du bouilleur par la pulvérisation de l’eau nous fait un gain

de 892500+1324140 = 2216640DH

La durée de lavage est 8 heures, nous avons proposé de faire fonctionné le pulvérisateur

après 2 heures de lavage de l’échelon afin d’éviter les solides qui existent dans l’eau de

lavage pendant les premiers heures.

Le coût de l’investissement et de fonctionnement de système de lavage du toit proposé

est résumé dans le tableau 4-5

Tableau ‎4-5 Calcul du coût d’investissement et de fonctionnement

Désignation Quantité Prix unitaire(DH) Prix total (DH)

Tube en SVR DN 50 35 ml 415,00 14525,00

Tube en SVR DN 32 4 ml 210,00 840,00 Bride mobile DN 32 en SVR

2 Unités 500,00 1000,00

Vanne INOX DN50 1 Unité 6511,00 6511,00

Pompe 1 Unité 230000,00 230000,00 Tête de lavage 2 Unités 30000,00 60000,00

Code 90° DN 50en SVR 8 Unités 188,00 1504,00 Code 90° DN 80en SVR 5 Unités 438 2190,00

Té 50/32 en SVR 1 Unité 60,00 60,00

Filtre DN 50 en INOX 1 Unité 310,00 310,00 Coût d’investissement total (DH) 319640,00

Coût de fonctionnement

Puissance en KW Nombre d’heure de fonctionnement

Coût (DH)

3.42 KW 6*52=312 h 3.42*312*0.86=1068,00

Cout d’entretien

Nombre de personne Cout par personne Coût total

2 100*52= 5200 10 400

Coût total de fonctionnement (DH) 11468,00


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Avec 1KWh= 0.86 DH

Le retour sur investissement de ce projet est calculé par la relation suivante :

POT =

(‎4-20)

Avec :

POT : temps de remboursement simplifié

I : investissement

CF : cash flow

CF = (G CE –A) (1-T) + A (‎4-21)

Avec :

G : le gain réalisé

CE ; coût de fonctionnement

A : amortissement ; A =

, n est la durée de vie de projet

T : Taxe de l’état ; T=30%

La durée du circuit est 15 ans et la durée de vie des deux têtes de lavage est 2 ans.

Alors :

A1=

;

A2=

.

Donc :

A=A1+A2 =0.047

CF = (2.2 – 0.011 – 0.047) (1- 0.3) + 0.47 =1.97 M Dhs/an

Alors le POT est :

POT =

= 2mois

Durée de récupération= 2 mois


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4.2 Installation d’un nouveau circuit d’eau brute

L’office national des eaux potables « ONEP » alimente le service TED par l’eau brute avec

un débit de 3000 à 5000 m3∕h qui sera stockée dans un bassin de reprise de 750 m3,

munie par 8 pompes multicellulaires en parallèles chacun de 500 m3∕h, les Huit pompes

alimente et assure un pression entre 4 et 5 bars dans un collecteur de l’eau de diamètre

de 600 mm qui alimente à son rôle les conduites de distribution de l’eau brute sur les

ateliers suivant:

L’atelier sulfurique avec un débit maximale de 20m3/h

L’atelier phosphorique nord avec un débit maximal de 1400 m3/h

L’atelier phosphorique sud avec un débit maximal de 1300 m3/h

L’alimentation des chaînes de filtration avec un débit maximal de 800 m3/h

L’atelier DAP avec un débit maximal de 30 m3/h

Le réseau incendie avec un débit de 60 m3/h

Le circuit utilisé à présent (voir annexe 4) est pris en série des circuits d’eau brute de

l’atelier de concentration d’acide phosphorique, en cas de lavage de deux échelons des

unités 04 Nord et la nouvelle CAP qui doit se faire indépendamment l’un de l’autre alors

que lorsque cette situation se présente ; même les débits d’arrosage se trouvent

insuffisants ; et puisque l’extension se trouve à l’extrémité de réseau alors le débit qui

arrive est très faible.

4.2.1 Solution proposée

Installation d’un nouveau circuit d’eau brute alimente le CAP extension

indépendamment de l’ancienne CAP, on exploite les supports des conduites qui existent

déjà sur site pour minimiser les coûts de projet.

4.2.2 Etude de faisabilité de la solution proposée

On a le débit assuré par les huit pompes est 4000 m3/h or la consommation totale des

ateliers est 3610 m3/h, donc la déférence de débit est 390m3/h, pour effectuer le lavage

des quatre échelons nous avons besoin de 160 m3/h. alors il est claire que le débit d’eau

assurée par le TED est suffisant, ce qui rend notre solution faisable.

4.2.3 Chemin du Circuit d’eau brute proposé

L’annexe 8 présente le chemin des supports des circuits qui existent dans l’atelier

phosphorique, la figure 4.12 présente le circuit proposé où on va acheminer l’eau brute.


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4.2.4 Dimensionnement hydraulique de la nouvelle conduite

Pour réaliser le nouveau circuit il faut tout d’abord connaitre les matériaux de

construction et le diamètre de la conduite, ensuite aller sur site pour schématiser le

circuit proposé. Et en fin calculer la pression de l’eau assurée par le collecteur afin

d’alimenter les échelons pendant le lavage.

4.2.4.1 Matériaux de construction

La nouvelle conduite va avoir le même matériau des anciennes lignes c’est l’acier au

carbone. L’acier au carbone, ou acier carburé, est un acier dont le principal composant

d'alliage est le carbone, entre 0,12 et 2,0 %. Les canalisations en acier carbone conçus

principalement pour véhiculer en circuits fermés sous pression de l'eau.

4.2.4.2 Diamètre de la conduite

On cherche du diamètre de la conduite de l’eau. La pratique courante a fixé des limites à

la vitesse dans les tuyauteries

o Pour l’eau :

- En aspiration 0.5 à 1.5 m/s

- Au refoulement 1 à 3 m/s

Figure ‎4-12 Circuit proposé

http://fr.wikipedia.org/wiki/Acier

http://fr.wikipedia.org/wiki/Alliage

http://fr.wikipedia.org/wiki/Carbone


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Pendant le lavage un échelon consomme 40m3/h, puisqu’on a quatre échelons donc le

débit nécessaire est 160m3/h.

Le diamètre de la conduite d’alimentation du circuit est calculé par la relation suivante:

D=

(‎4-22)

Avec :

D : diamètre de la conduite

Qv : débit volumique

V : vitesse d’écoulement

On fixe une vitesse d’écoulement de 2.8 m3/h donc

D= 142.16 mm

D’après l’annexe 5 le diamètre nominal adéquat est 150 mm alors

4.2.4.3 Schéma du circuit proposé

Après une visite sur site de TED unité de traitement de l’eau, avec le mécanicien de

maintenance nous avons pu élaborer le nouveau circuit de l’eau brute qui va alimenter la

nouvelle CAP, ce circuit est présenté dans l’annexe 9.

4.2.4.4 Pression de l’eau atteint à chaque échelon

En appliquant l’équation de Bernoulli entre les deux points 1(collecteur) et 2(entré

échelon), annexe 9, on aura :

Avec :

: Pertes de charge entre les points 1 et 2

P1, P2 : respectivement, la pression dans les points 1 et 2

V1, V2 : respectivement, la vitesse dans les points 1 et 2

Z1, Z2 : respectivement, la hauteur dans les points 1 et 2

: La masse volumique du fluide, dans notre cas l’eau de lavage

g : la constante de pesanteur

La pression qui arrive à l’échelon est :

D=150 mm


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(‎4-23)

On a: P1= 4.5 bars; Z1-Z2 = 5,8m; 1000 kg/m3; g = 9.81 SI; V1= 3.5m/s;

Le débit de l’eau consommé par un échelon est 40 m3/h et la section de la conduite est

150 mm donc la vitesse de l’eau à l’entré à chaque échelon est V2= 0.628 m/s.

Il reste à terminer les pertes de charge

4.2.4.5 Calcul des pertes de charge

Soit ΔHP l’ensemble des pertes de charge engendrées par le circuit de lavage

On a:

ΔhP= ΔhL + Δhs (‎4-24)

Avec :

ΔhL : pertes de charge linéaires

Δhs : pertes de charge singulières

NB : les formules de calcul sont bien détailler dans la solution de pulvérisation (4.1.2.6.1

Les pertes de charge)

Calcul les pertes de charge linéaire

On utilise le diagramme de Moody (figure4.9) pour calculer le coefficient de perte de

charge (tableau 4-6).

Tableau ‎4-6 Pertes linéaires de chaque tronçon

tronçon D (mm) QV(m3/h) Re (105)

L (m) ΔhL (m)

AB 150 160 4.12 0.00033 0.0173 559.97 20.81

BC 150 40 1.05 0.00033 0.02 4 0.0107

CD 200 40 0.61 0.00025 0.00225 6.34 0.0453

DE 150 40 1.05 0.00033 0.02 0.5 0.0212

BI 150 120 3 .2 0.00033 0.018 21.3 0.47

IM 150 80 2.5 0.00033 0.0185 21.5 0.238

MK 150 40 1.05 0.00033 0.02 21.3 0.057


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Calcul les pertes de charge singulière

L’ensemble de calculs des pertes de charge singulières (voir l’annexe 6) sont donnés

dans le tableau 4-7: Tableau ‎4-7 Pertes singulières

Coudes

nombre de coudes Caractéristiques

Angle K V(m/s) Δhs1(m)

12 90° 0.3 2.5 1.147

1 90° 0.3 0.628 0.006

3 90° 0.3 0.353 0.0057

1 45° 0.2 0.628 0.004

Autre singularité

Désignation Nombre K V Δhs2(m)

Vanne 1 0.2 2.5 0.064

Vanne 1 0.2 0.628 0.004

Clapet anti-retour 1 0.17 0.628 0.0034

Elargissement DN 150*200

1 0.2265 0.353 0.0014

Réducteur en DN 200*150

1 0.21875 0.628 0.004

Té d’équerre 1

1.5 0.628 0.048

1.5 1.88 0.27

Les pertes de charge entre le collecteur de TED et l’échelon H (ΔhP(AE))

les pertes linéaire de A à E est :

ΔhL(AE) = ΔhL(AB) +ΔhL(BC) +ΔhL(CD) + ΔhL(DE) (‎4-25)

ΔhL (AE)= 20.8872m

Les pertes de charge singuliaére de A à E

Δhs(AE) = Δhs(AB) +Δhs(BE) (‎4-26)

Les singularités qui présentent entre A et B sont :

Une vanne avec V= 2.5 m/s

12 codes de 90° avec V=2.5 m/s

Un té

Les singularités entre B et E

un code de 90° avec V=0.628 m/s

un code de 45° avec V= 0.628 m/s

Un élargissement DN 150*200 avec V=0.628m/s

Réducteur en DN 200*150 avec V= 0.353m/s

3 codes de 90° avec V= 0.353 m/s


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Une vanne avec un V= 0.628 m/s

un clapet anti-retour V= 0.628 m/s

Donc d’après le tableau 4.6 on trouve :

Δhs(AB)= 1.259 m

Δhs(BE) = 0.0285m

Donc :

Δhs(AE) =1.295+0.0285

Δhs(AE) =1.3235m

Donc les pertes de charge totale entre le collecteur de TED et l’échelon H sont :

ΔhP(AE)= ΔhL(AB) + Δhs(AE) (‎4-27)

ΔhP(AE)= 20.8872+1.3235

Alors :

Les pertes de charge entre le collecteur dans le TED est l’échelon E (ΔhP(AL)) :

les pertes de charge linéaire de A à L

ΔhL(AL) = ΔhL(AB) +ΔhL(BI) +ΔhL(IJ) + ΔhL(JK) +ΔhL(KL) (‎4-28)

On a :

ΔhL(IJ) + ΔhL(JK) +ΔhL(KL) = ΔhL(BC) +ΔhL(CD) + ΔhL(DE) (‎4-29)

Donc d’après le tableau 4-6 on trouve :

ΔhL(AL) = 21.36 m

Les pertes de charge singuliaére de A à L

Δhs(AL) = Δhs(AB) +Δhs(BI) +Δhs(IL) (‎4-30)

Les singularités entre B et I :

Deux tés

On a Δhs(IL) = Δhs(BE)

D’après Le tableau 4-7 on trouve :

Δhs(AL) = 1.6055m

Donc les pertes de charge totale entre le collecteur de TED et l’échelon E sont :

ΔhP(AE)= 22.21


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ΔhP(AL)= ΔhL(AL) + Δhs(AL) (4-‎4-31)

Par le même calcul on trouve les pertes de charge totale entre le collecteur de TED et

l’échelon F sont :

Les pertes de charge totale entre le collecteur de TED et l’échelon G sont :

4.2.4.6 Calcul de la pression d’eau brute à l’entrée de chaque échelon

Appliquant l’équation (4-24) pour calculer la pression à l’entrée de chaque échelon. Les

résultats obtenus sont représenté dans le tableau 4-8

Tableau ‎4-8 Pertes de charges total et la pression arrivante à chaque échelon

échelon Pertes de charge(m) Pression (bar)

H 22.21 1.83

E 22.97 1.75 F 23.32 1.71

G 23.42 1.7

Pour le cas normal on ne dépasse pas le lavage de deux échelons, pour cela on a

recalculé la pression qui arrive à chaque échelon. On a supposé le cas de lavage des

échelons G et H et on se base sur la pression moyenne de l’eau à la sortie du collecteur

(4.5 bars); on a trouvé (tableau 4-9) :

Tableau ‎4-9 Pertes de charges total et la pression arrivante pour deux échelons

Echelon Pertes de charge(m) Pression (bar)

H 5.8732 3.42 G 6.1355 3.39

ΔhP(AL)= 22.9655m

ΔhP(AP)= 23.32m

ΔhP(AZ)= 23.42m


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4.2.5 Discussion

Pendant le lavage par débordement de l’eau, la pression de la boucle s’élève jusqu’à

2.5bars donc pour pouvoir effectuer un bon lavage par débordement, la pression de l’eau

brute à l’entré doit être supérieur à cette valeur.

Dans le cas où on effectue le lavage de deux échelons, la pression à l’entrée est bien

suffisant (tableau 4-8), elle est supérieur à 2.5 bars malgré qu’on a travaillé avec la

pression moyenne du collecteur de l’eau 4.5 bars.

Donc notre solution va assurer la pression nécessaire pour effectuer le lavage de deux

échelons en même temps ce qui n’est pas possible dans le cas actuelle.

4.2.6 Etude technico- économique

Lorsque le débit de l’eau brute devient faible, la durée de lavage de l’échelon se prolonge

dépassant ainsi le 12 heures, donc d’après le suivi de l’année 2013 le manque à produire

suite à une durée de lavage supérieur à 12 heures est 1277.5 T(P2O5) (voir annexe 2)

On a le manque à gagner est 1277.5*500=638 750 DH

Donc l’installation du nouveau circuit nous fait un gain annuel de 638 750 DH.

Le coût de l’investissement de la nouvelle conduite en acier au carbone (Adx) est résumé

dans le tableau 4-10

Tableau ‎4-10 Calcul du coût d’investissement et de fonctionnement

Désignation Quantité Prix unitaire (DH) Prix total (DH)

Tubes en Adx DN 150

642 ml 430,00 276060 ,00

Tubes en Adx DN 200

27ml 488 13176,00

Vanne DN 150

5 unités 9234,00 46170,00

Clapet anti-retour DN 150

4 unités 9250,00 37000,00

Codes DN 150

20 unités 308,00 6160,00

Codes DN 200

12 unités 600 7200,00

Réducteur DN 200*150

4 unités 520 2080,00

Elargisseur DN 150*200

4 unités 520 2080,00

Té DN 150*150

4 unités 700 2800,00

Coût total d’investissement (DH) 392 726,00


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Le retour sur investissement de ce projet est calculé par la relation suivante :

POT =

‎4-32)

Avec :


I : investissement

CF : cash flow

CF = (G CE –A) (1-T) + A (‎4-33)

Avec :






La durée de vie du nouveau circuit est 20 ans. Donc :

A =

; CF = (0.69– 0.0195) (1- 0.3) + 0.0195 =0.49 M dhs/an

Alors le POT est :

POT =

Donc :

4.3 Solution corrective de la position actuelle

Comme nous avons vu, la condamnation des 20% des tubes de l’échangeur de l’échelon

G a provoqué plusieurs anomalies et aussi il a un impact négatif sur la durée de cycle de

marche. Pour quantifié ce problème on calcule le manque à produire et aussi le manque

à gagner engendré par ce dernier, puis on fait une comparaison entre les dépenses de

changement de l’échangeur entier et entre le retubage de 152 tubes condamnés afin de

choisir la solution la moins chère.

Durée de récupération= 0.8 ans


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4.3.1 Evaluation du manque à gagner causé par la diminution de cycle

de marche La diminution du cycle de production conduit à une augmentation de la fréquence du

lavage de l’échelon G. D’après le tableau 3.3 (chapitre 3) le surplus de lavage pendant

l’année 2013 est de 444 heures, ce surplus des heures engendre un manque à produire

de 7770 Tonne en P2O5.

Pour chaque tonne de P2O5 l’OCP gagne 500Dh, donc le manque à gagner MDH pendant

l’année 2013 est :

MDH = (‎4-34)

MDH= 3 885 000, 00 Dh

4.3.2 Evaluation du coût de retubage de 152 tubes de l’échangeur

04GE01

Pour évaluer le coût de retubage il faut tout d’abord connaitre la période nécessaire

pour effectuer ce dernier, puis calculer la valeur des pertes du manque à produire en

P2O5 pendant cette période, ensuite estimer le coût de la main d’œuvre, de matériel et de

logistique.

4.3.2.1 Evaluer la période nécessaire pour le retubage

D’après l’historique de retubage des tubes on a collecté les informations suivantes

(tableau 4-11) :

Tableau ‎4-11 Durée de retubage en fonction de nombre des tubes

Nombre des tubes 159 142 157 126

Le nombre des jours écoulés pour le retubage

38 31 59 81

Il est bien claire que la durée écoulée ne dépend pas seulement de nombre de tubes à

retuber mais il ya d’autre facteur comme la présence des moyens matériels dans le stock

et la disponibilité de la main d’œuvre, pour cela on a calculé la valeur moyenne

correspondante au nombre des tubes et au nombre des jours (tableau 4-12) :

Tableau ‎4-12 Moyenne de nombre des tubes à changer et de nombres de jour correspondant

Le nombre des tubes moyenne 146

Le nombre de jours moyens 52,25

MDH= 3 885 000,00 Dhs


Page | 97

Donc la durée Dre nécessaire pour retubée 152 tubes est :

146 52.25 j

152 Dre

Donc : Pour retuber les 152 tubes de l’échelon G il nécessite 54 jours.

4.3.2.2 Valeur des pertes engendré par le manque à produire en P2O5

Pour calculer le manque à produire il faut extraire le nombre d’heure d’arrêt nécessaire

au lavage d’échelon afin de bien préciser la valeur obtenu. On a :

Le nombre des heures d’arrêts provoqué par le retubage est

Dre = 54

Dre =54 1296 h

Le nombre d’heures d’arrêt pour le lavage pendant 54 j

On a le nombre d’heures de lavage périodique est 8 heures plus 4 heures, pour le

vidange et le remplissage de l’acide et de l’eau de lavage, donc le nombre d’heures totale

d’arrêt pour reproduire d’acide est 12 heures.

Puisque la durée de cycle est 168 h alors le nombre d’heures totales d’arrêts pour le

lavage est :

DL=

(‎4-35)

DL =

h

le manque de P2O5 à produire

M= (Dre DL) (‎4-36)

Avec :

M : manque à produire en T P2O5

Dre : Nombre d’heures nécessaire au retubage

DL : Nombre d’heures totaux provoqués par le lavage pendant 54 jours

P : productivité horaires de P2O5

Dre =54 j


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Donc M= (1296

On a un tonne de P2O5 nous fait un gain de 500Dhs donc le manque à gagner MDH

engendré par le manque à produire est :

MDH =500 (‎4-37)

MDH =22564.31 = 11282155 Dhs

4.3.2.3 Coût de la main d’œuvre

Le tableau 4-13 résume toutes les étapes de retubage de l’échangeur avec la durée

écoulée pour chaque étape et le coût de la main d’œuvre.

Tableau ‎4-13 : Durée et le coup de la main d’œuvre de chaque étape

Désignation des travaux Durée en H

Nb de MO*

TH-Dhs

Coût totale (MO)

Démontage compensateur DN1400 entrée échangeur 3 5 101,9 1528,5

Démontage compensateur DN1400 sortie échangeur 3 5 101,9 1528,5

Désassemblage des circuits entrée vapeur et sortie condensats

3 5 101,9 1528,5

Démontage de la passerelle au-dessus de l'échangeur 4 5 101,9 2038

Démontage de la butée de maintien de l'échangeur 4 5 101,9 2038

Démontage de la fixation de l'échangeur 1 5 101,9 509,5

Dépose de l'échangeur tubulaire et mise en position horizontale

4 5 101,9 2038

Démontage des tirants et ressorts de la partie coulissante 6 5 101,9 3057

Démontage des demi-lunes et de la bride intermédiaire de la partie coulissante

2 5 101,9 1019

Démontage de presse étoupe du joint coulissant de la partie coulissante

1 5 101,9 509,5

Démontage de la chambre inférieur de l'échangeur 2 5 101,9 1019

Démontage des tirants de la partie fixe supérieur 2 5 101,9 1019

Démontage de la chambre supérieur de l'échangeur 2 5 101,9 1019

Essai hydraulique 2 3 101,9 606,54

Perçage des tubes bouchonnés des deux plaques fixe et coulissante

1,5 / tube

5 101,9 116166

Extraction des tubes à changer à travers les perçages 0,5 / tube

1 101,9 7744,4

MDH =11 282 155,00 Dhs


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Nettoyage par l’air comprimé puis par l’acétone 0.15/ tube

1 101,9 3872.2

Préparation et contrôle des tubes en graphite de rechange à monter

0,5 5 101,9 254,75

Montage des tubes /inserts et manchons en graphite pour retubage

1 / TUBE

5 101,9 77444

Chauffage par infrarouges 18 1 101,9 1834,2

Finition de la plaque (par ponconnâge) 1 5 101,9 509,5

Essai hydraulique de l'échangeur tubulaire 2 3 101,9 611,9

Remontage du couvercle supérieur et fixation partie fixe 3 5 101,9 1528,5

Remontage de la chambre inférieure de l'échangeur 1 5 101,9 509,5

Remontage des ressorts et des tirants de la partie coulissante

3 5 101,9 1528 ,5

Serrage au couple de la plaque fixe 1 5 101,9 509,5

Serrage au couple et réglage de tirants de la plaque coulissante

2 5 101,9 1019

Manutention et remontage de l'échangeur de rechange 4 5 101,9 2038

Fixation de l'échangeur de rechange 2 5 101,9 1019

Remontage de la butée de maintien de l'échangeur 4 5 101,9 2038

Remontage de la passerelle au-dessus de l'échangeur 4 5 101,9 2038

Assemblage des circuits entrée vapeur et sortie condensats 3 5 101,9 1528,5

Remontage compensateur DN1400 sortie échangeur 4 5 101,9 2038

Remontage compensateur DN1400 entrée échangeur 4 5 101,9 2038

Totale= 240.326,79

4.3.2.4 Coût des moyens matériel et de manutention

Pour pouvoir effectuer le retubage plusieurs matériel doivent être disponible, et aussi on

nécessite des grues de différent types pour enlever l’échangeur.

Le tableau 4-14 résume tout le matériel et les types de grue nécessaire avec le coût de

chaque un.


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Tableau ‎4-14 coût des moyens matériel et de manutention

Moyen matériel Moyen de manutention OCP

matériels Nbre Prix

unitaire Coût total

Dhs Duré

Type grue

TH-Dhs Coût total

Dhs

Tubes en Graphite Ø51/38

152 5358,47 814487,44 2 j 90T 10920/j 21840,00

Inserts en Graphite Long 235

608 650,14 395285,12 4h 75T 831,72/h 3326,88

Inserts en Graphite 55

304 320 97280 24h 32T 831,72/h 19961,28

Inserts en Graphite Long 125

304 400 121600

Manchons en Graphite Long 135

608 430 261440

Manchons amorphe en Graphite Long 50

304 152,05 46223,2

Rondelles Regilor en Graphite Ø51/38

304 224,677 46223,2

Forêt hélicoïdal Ø12

1 1200 1200


1 1300 1300


1 1450 1450


1 1551,96 1551,96

Radians infrarouges

1 2705,45 2705,45

Résine AN 1Kg 460,66 406,66

Ciment AN 2 Kg 436,19 872,38

Cout totale Dhs 1792025,41 45.128,16

4.3.2.5 Coût total de retubage

Le coût total de retubage Ctotal est :

Ctotal = Manque à gagner+ coût de la main d’œuvre+ coût des moyens matériels et de manutention (‎4-38)

Ctotal = 240326,79+1837153,57 + 11282155 =13359635 Dhs

Cout totale Dhs 1.837.153,57

Ctotal =13 359 635 ,00Dhs


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4.3.3 Calcul du coût de changement d’un échangeur

Pour évaluer Le coût de changement d’un échangeur à un autre il faut tout d’abord

calculer les pertes d’argent engendré par l’arrêt pour le changement, puis le coût de la

main d’œuvre et les moyens matériel et de manutention.

4.3.4 Pertes d’argents engendré par le changement de l’échangeur

Le changement de l’échangeur nécessite 9 jours, donc la durée Dch écoulé pour le

changement est :

Dch=9 216h

Donc :

la durée nécessaire pour le lavage est :

DL =

(‎4-39)

DL =

h

le manque de P2O5 à produire

M= (Dch DL) (‎4-40)

Avec :

M : manque à produire en T P2O5

Dch : Nombre d’heures nécessaire pour le changement de l’échangeur

DL : Nombre d’heures totaux provoqués par le lavage pendant 54 jours

P : productivité horaires de P2O5

Donc M= (216

On a un tonne de P2O5 nous fait un gain de 500DH, donc les pertes d’argent MDH

engendré par le manque à produire est:

MDH =500 M (‎4-41)

MDH =500 3760.87= 1.880.435 Dhs

MDH=1 880 435,00 Dhs


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4.3.4.1 Coût de la main d’œuvre

Les étapes nécessaires pour le changement d’un échangeur par un autre sont bien

présentées dans le tableau 4-15 ainsi, le coût de la main d’œuvre.

Tableau ‎4-15 : Durée et le coût de main d’œuvre de chaque étape

Désignation des travaux

Durée en H

Nb de MO*

TH-Dhs

Coût totale (MO)

Démontage compensateur DN1400 entrée échangeur 3 5 101,9 1528,5

Démontage compensateur DN1400 sortie échangeur 3 5 101,9 1528,5

Désassemblage des circuits entrée vapeur et sortie condensats

3 5 101,9 1528,5

Démontage de la passerelle au-dessus de l'échangeur 4 5 101,9 2038

Démontage de la butée de maintien de l'échangeur 4 5 101,9 2038

Démontage de la fixation de l'échangeur 1 5 101,9 509,5

Dépose de l'échangeur tubulaire et mise en position horizontale

4 5 101,9 2038

Préparation pour remontage de l'échangeur de rechange

4 5 101,9 2038

Manutention et remontage de l'échangeur de rechange 4 5 101,9 2038

Fixation de l'échangeur de rechange 2 5 101,9 1019

Remontage de la butée de maintien de l'échangeur 4 5 101,9 2038

Remontage de la passerelle au-dessus de l'échangeur 4 5 101,9 2038

Assemblage des circuits entrée vapeur et sortie condensats

3 5 101,9 1528,5

Remontage compensateur DN1400 sortie échangeur 4 5 101,9 2038

Remontage compensateur DN1400 entrée échangeur 4 5 101,9 2038

Total= 25.984,50

4.3.4.2 Coût des moyens matériels et de manutention

Pour le changement de l‘échangeur on nécessite un échangeur de rechange et les grues

pour le lever et monter l’autre.

Le tableau 4-16 regroupe le coût des deux moyens :


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Tableau ‎4-16 : Coût des moyens matériels et de manutention

Moyen matériel Moyen de manutention OCP

matériels Prix Dhs Duré Type grue

TH-Dhs Coût

total Dhs

Echangeur de rechange

5000000 2 j 90T 10920/j 21840,00

4h 75T 831,72 3326,88

24h 32T 831,72 19961,28

Coût total Dhs

5000000 45128,16

Coût total Dhs

5.045.128,16

4.3.4.3 Coût total de changement de l’échangeur par un autre

Le coût total de changement de l’échangeur est :

Ctotal =le manque à produire+ coût de la main d’œuvre + coût des moyens matériels

et de manutention

Ctotal =5045128,16+25984,5+1880435 = 6951547.66 Dhs

4.3.4.3.1 Récapitulatif

Le tableau 4-17 résume les coûts de retubage, de changement d’échangeur et aussi les

pertes engendrés par l’utilisation de l’échangeur à 20% des tubes condamnés.

Tableau ‎4-17 Récapitulatif des coûts

Coût total de changement de l’échangeur tubulaire (Dhs)

Coût totale de retubage de 152 tubes (20% des tubes) (Dhs)

pertes engendrées par la diminution de cycle de marche (Dhs)

6 951 548 13 359 635 3 885 000

Pour bien illustrer les résultats obtenus on les représente dans l’histogramme suivant

(figure 4-13) :

Ctotal =6 951 548,00 Dhs


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Figure ‎4-13 Coût de chaque opération et des pertes d’argents en Millions de Dhs

Comme l’indique l’histogramme, nous notons que les pertes annuelles causées par la

diminution de cycle de marche de l’échelon G est 3.89 Millions de Dirhams. Donc pour

remédier ce problème il est mieux de changer l’échangeur par un autre puisqu’il est

largement moins chère que de retuber les 20% des tubes condamnés. Ce résultat est

expliqué par la perte de quantité de production de P2O5 pendant la longue durée de

retubage qui est 54j, en revanche de la durée de changement de l’échangeur qui est

seulement 9 jours.

A noter que si on change l’échangeur actuel par un autre nouveau, cela engendre un

autre avantage. On peut retuber l’ancien échangeur de l’échelon G puisque on n’a pas de

manque à produire à cause d’arrêt de production ; à savoir que le coût de retubage sans

les pertes engendrées par le manque à produire est seulement 2 MDH. Alors on aura en

réserve un échangeur.

Cet échangeur en réserve dans l’extension, nous permet de minimiser les couts de

correction des anomalies correspondant aux échangeurs. On change l’échangeur dans

l’échelon chaque fois qu’on a un problème et on recommence notre production et en

même temps on rectifie le problème de l’autre pour le laisser en réserve.

4.3.5 Etude technico-économique

Les pertes annuel engendrés par la diminution du cycle de marche est 3.89 Millions

Dirhams. D’après les analyses des arrêts de l’échelon G on a trouvé que 52% des arrêts

mécanique sont due à l’échangeur. Donc le changement de ce dernière nous fait un gain

de 0.52 *3.89= 2.02 M.DH

Le coût de changement de l’échangeur est de l’ordre de 6.95 M.DH. Donc le temps de récupération est :

6,95

13,36

3,89

0

2

4

6

8

10

12

14

16

Cout de changement cout de retubage les pertes engendrées par la diminution de CM

M.D

hs

Le coût en Millions de Dhs


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POT =

(‎4-42)

Avec :


I : investissement

CF : cash flow

CF = (G CE –A) (1-T) + A (‎4-43)

Avec :






La durée de vie de l’échangeur est 15 ans. Donc :

A =

; CF = (2.02 – 0.46) (1- 0.3) + 0.46 =1.55 M Dhs/an

Alors le POT est :

POT =

Conclusion

Pour améliorer le cycle de production nous avons dimensionné un pulvérisateur d’eau

de lavage pour le nettoyage de toit du bouilleur. Le débit de l’eau utilisé est 18 m3/h et la

hauteur manométrique de la pompe est 52.2 mcl cette solution à un temps de retour

seulement de 2 mois. La deuxième proposition c’est l’installation d’un nouveau circuit

d’eau brute pour alimenter la nouvelle CAP indépendamment des autres Unités, le temps

de retour de cette solution est de 10 mois. Pour la dernière solution nous avons trouvé

que le changement de l’échangeur tubulaire est moins coûteux du retubage des tubes

condamnés avec un temps de retour de 53 mois.

POT = 4.47 ans 53 mois


Page | 106

Conclusion générale

L’objectif général de ce projet est la recherche des causes principales qui

provoquent la diminution du cycle de production du concentrateur 04G ainsi que la

proposition des améliorations pour faire face à ce problème. Pour réaliser ce travail

nous avons élaboré le bilan de matière et le bilan thermique de l'unité de concentration

de l'acide phosphorique pour les paramètres de marche théorique et réels. Nous avons

trouvé que la consommation spécifique des utilités a augmenté lorsque la teneur de P2O5

à l’entré a diminué de 28% à 26% et aussi lorsque la température dans le bouilleur a

diminué de 84°C à 80°C. Cette diminution de P2O5 et de température ont provoqué aussi

une diminution de titre de l’acide à la sortie 52% au lieu de 54%. Donc cette étude nous

a montré que pour optimiser la consommation spécifique de la vapeur et de l’eau de mer

il faut agir principalement sur le titre d'acide à concentrer au niveau de l'unité attaque

filtration qui alimente l’unité de concentration. Et aussi il faut garder les autres

paramètres de marche définis par le constructeur pour obtenir la bonne qualité de

l’acide phosphorique 54%.

Le diagnostic de l’échelon G a été fait par une comparaison entre les quatre

échelons, Il a apparait que l’échelon G représente la valeur la plus petite au niveau de la

durée de cycle de production et la plus grande au niveau des heures d’arrêts. Une

analyse des arrêts du concentrateur 04G a montré que les causes d’arrêts provoqués par

l’indisponibilité de l’échangeur O4GE01 présente 52%, depuis l’année 2008. Et ainsi,

dans l’année 2013, le nombre d’heure d’arrêt suite au lavage périodique a enregistré la

plus grande valeur 750h avec un pourcentage d’arrêt de 31.79%.

Pour agir sur les causes racines du problème et pas uniquement sur les symptômes

nous avons effectué le diagramme d’Ishikawa sur la diminution de cycle de marche, puis

nous avons appliqué la méthode des cinq pourquoi sur les problèmes de l’échangeur,

précisément sur la condamnation des 20% des tubes de l’échangeur tubulaire, Puisque

l’indisponibilité due à ce dernier est important. Les causes retenues sont :

Demande élevé de l’acide 54%

Haute niveau de stockage de l’acide 29%

Indisponibilité des autres échelons suites à un arrêt forcé

Réseau de distribution de l’eau commun


Mauvaise qualité d’acide 29%


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Pour améliorer le cycle de production nous avons dimensionné un pulvérisateur

d’eau de lavage pour le nettoyage de toit du bouilleur, le débit de l’eau utilisé est 18

m3/h et la hauteur manométrique de la pompe est 52.2 mcl cette solution à un temps de

retour seulement 2 mois. Cette solution permet de faire fin aux 102 heures d’arrêts suite

aux travaux de procédés pour éliminer les particules solides proviennent de toit du

bouilleur ainsi de récupérer le cout élevé de maintenance manuelle de toit du bouilleur.

La deuxième proposition c’est l’installation d’un nouveau circuit d’eau brute pour

alimenter la nouvelle CAP indépendamment des autres Unités, le temps de retour de

cette solution est 10 mois. Cette solution permet de récupérer 73 h annuellement due au

faible débit d’eau brute.

Pour la dernière solution nous avons trouvé que le changement de l’échangeur

tubulaire est moins coûteux que le retubage des tubes condamnés avec un temps de

retour de 53 mois. Cette solution nous fait un gain de 2.02 MDH annuellement.


Page | 108

Bibliographie

[1] : Rapport annuel du groupe OCP, 2013.

[2] : Catalogue de procédés production d’acide phosphorique

(procédé RHONE POULEC).

[3] : Manuel des procédés.

[4] : Manuel opératoire, Rhône-Poulenc.

[5]: Phosphates and Phosphoric Acid: Raw Materials, Technology and

Economics of the Wet Processes, P. Becker, Marcel Decker Inc., New

York 1989.

[6] : Module résolution de problèmes et culture d’entreprise, Management Industriel OCP – 2012.

[7] : El Mostafa LAHRABLI, sujet : Amélioration de la marche des

échelons de concentration d’acide phosphorique, rapport de

titularisation OCP, Jorf Lasfar, 1997

[8] : La documentation de la société LECHELER, buses du réservoir,

2013.

[9] : Ecoulement des Fluides & Réseaux, Andre Lallemand, BE 8161.

[10] : Choix des pompes et conception du circuit, Jean POULAIN,

technique ingénieur.

[11] : Pompes Rotodynamiques, Jean Poulain, B 4300 ;


Page | 109

Annexes


Annexe 1 : Suivi des arrêts suite aux tubes fuyards

Date Unités Zones Echelons

Arrêts suite

Type d'arrêt

Durée en H

Manque à

produire Cause d'arrêt

26/01/2011 U04 Ext G E01 Interne 12,42 195 Echangeur fuyard
































Annexe 2 : suivi du lavage périodique année 2013

Les nombres en rouge présentent les heures surplus de lavage.

Années Mois Date Durée en H

Cause d'arrêt

2013 Janvier 04/01/2013 13,50 Lavage périodique







2013 Février 04/02/2013 14,17 Lavage périodique







2013 Mars 06/03/2013 14,00 Lavage périodique

2013 Mars 28/03/2013 9,00 Lavage périodique

2013 Avril 08/04/2013 9,00 Lavage périodique






2013 Mai 05/05/2013 13,00 Lavage périodique




2013 Juin 04/06/2013 6,50 Lavage périodique








2013 Juillet 01/07/2013 1,50 Lavage périodique








2013 Août 06/08/2013 2,50 Lavage périodique






2013 Septembre 02/09/2013 15,75 Lavage périodique











2013 Octobre 09/10/2013 8,75 Lavage périodique







2013 Novembre 07/11/2013 14,75 Lavage périodique









2013 Décembre 09/12/2013 11,50 Lavage périodique








Annexe 3: l’influence de chaque élément du phosphate sur la marche de

l’atelier phosphorique

Etude qualitative de l’influence de chaque élément du phosphate sur la marche de

l’atelier phosphorique.

Le phosphate alimentant la ligne phosphorique affecte la qualité d’acide phosphorique

produit, ainsi, le tableau suivant résume l’effet de chaque élément du phosphate sur le

déroulement du procédé de fabrication :

Elément Critères suivis Principaux effets

P2O5 et CaO

Teneur en P2O5

Basse teneur (<30%) Augmentation du coût de transport du phosphate ; Augmentation du coût de traitement et manutention du

phosphate ; Diminution de la productivité du filtre

Rapport élevé (>1.65%) Augmentation‎de‎la‎consommation‎spécifique‎d’acide‎sulfurique

Fe2O3 et Al2O3

Rapport élevé (>0.35%) Augmentation‎de‎la‎consommation‎d’H2SO4 ; Pertes en P2O5 lors du stockage ; Augmentation‎ de‎ la‎ viscosité‎ et‎ de‎ ‎ la‎ densité‎ d’acide‎ et‎

diminution de la filtrabilité ; Difficulté‎d’obtention‎de‎la‎qualité‎conforme des engrais.

Teneur en Al2O3 réactive

Teneur suffisante (>0.15%) Croissance régulière des cristaux permettant une meilleure

filtration ; Diminution de la corrosion par le fluor.

Basse teneur (<0.15%) Forme aiguille des cristaux et par suite mauvaise filtration.

MgO Teneur en

MgO

Teneur élevée (>0.8%) Forte‎augmentation‎de‎ la‎viscosité‎de‎ l’acide‎de‎dégradation‎accentuée‎de la filtration.

F et SiO2

Rapport élevé (> 1.9%) Mauvaise cristallisation (cristaux en aiguille) et dégradation de la

filtration ; Forte corrosion (présence de broyage ;

SiO2totale

Teneur élevée (>5%) Diminution de la filtrabilité ; Augmentation‎de‎l’énergie‎requise‎lors‎du‎broyage‎(présence‎du‎

quartz) Diminution de la capacité de broyage ; Abrasion accentuée.

Matière organique

Teneurs en Composés

organique et

Teneurs élevée (5%) Augmentation‎de‎la‎consommation‎spécifique‎d’H2SO4 Stabilisation des mousses entraînant


en CO2 Diminution‎de‎l’effet‎d’agitation‎(sursaturations‎locales) Mauvais échange matière et thermique au niveau de la cuve

d’attaque ; Entraînement du P2O5 lors‎de‎l’attaque‎de‎la‎concentration Cavitation des pompes

Sodium et potassium

Teneur en Na2O et K2O

Teneurs élevées (%Na2O+%K2O>1%) Entartage au niveau es cuves, conduites et du filtre ; Pertes en P2O5 par‎précipitation‎avec‎l’aluminium‎et‎le‎fer

Humidité %H2O Teneur élevée (>2%) En broyage sec, difficulté de traitement et de manutention du phosphate (colmatages…)


Annexe 4 : Cartographie d’eau brute


Annexe 5: Diamètre des tubes (standard)

Diamètre nominal

Diamètre extérieur

Diamètre en pouces

(₺)

Diamètre nominal

Diamètre extérieur

Diamètre en pouces

(₺)

6 10.2 1/8‎₺ 900 914 36‎₺

8 13.5 1/4‎₺ 950 965.2 38‎₺

10 17.2 3/8‎₺ 1000 1016 40‎₺

15 21.3 1/2‎₺ 1050 1066.8 42‎₺

20 26.9 3/4‎₺ 1100 1117.6 44‎₺

25 33.7 1‎₺ 1150 1168.4 46‎₺

32 42.4 1‎¼‎₺ 1200 1219.2 48‎₺

40 48.3 1‎½‎₺ 1250 1270 50‎₺

50 60.3 2‎₺ 1300 1320.8 52‎₺

65 76.1 2‎½‎₺ 1350 1371.6 54‎₺

80 88.9 3‎₺ 1400 1422.4 56‎₺

90 101.6 3‎½‎₺ 1450 1473.2 58‎₺

100 114.3 4‎₺ 1500 1524 60‎₺

125 139.7 5‎₺ 1600 1625.6 64‎₺

150 168.3 6‎₺ 1700 1727.2 68‎₺

200 219.1 8‎₺ 1800 1828.8 72‎₺

250 273 10‎₺ 2000 2032 80‎₺

300 323.9 12‎₺ 2100 2133.6 84‎₺

350 355.6 14‎₺ 2200 2235.2 88‎₺

400 406.4 16‎₺ 2400 2438.4 96‎₺

450 457 18‎₺ 2600 2641.6 104‎₺

500 508 20‎₺ 2800 2844.8 112‎₺

550 559 22‎₺ 3000 3048 120‎₺

600 610 24‎₺ 3200 3251.2 128‎₺

650 660 26‎₺ 3400 3454.4 136‎₺

700 711 28‎₺ 3600 3657.6 144‎₺

750 762 30‎₺ 3800 3860.8 152‎₺

800 813 32‎₺ 4000 4064 160‎₺

850 864 34‎₺ Ces diamètres sont

standards.


Annexe 6 : le coefficient de singularité K



Annexe 7 : les têtes de lavage en fonction de la pression et le débit


Annexe8 : circuit des Racks déjà existent dans l’atelier phosphorique


Annexe 9 : le circuit proposé


Documents

Projet de fin d’études - WADIFABOOK...IV pour m’avoir accordé ce stage au sein de son entreprise. Monsieur Saber EL YOUSFI, mon parrain de stage pour son aimable accueil, la