1

Usine de production de Usine de production de méthanolméthanolMethagreen : un projet Methagreen : un projet d’envergure internationaled’envergure internationale

Automne 2003Automne 2003

2

Membres de l’équipe Joel Antoine Myriam Baril Sébastier Delisle Émilie Desrosiers-

Lachiver Philippe Desrosiers-

Lapierre David Gauthier Annie Lacombe Jean-Philippe Lavoie

Geneviève Letendre Evelyne Monfet Jonathan Moore Dave Pelletier Vincent Simoneau Vincent Roy Bruno Tremblay Marc Tremblay

3

1.Étude de marché 4.5% de la capacité mondiale : 1.5M t Marchés ciblés: transports et industrie chimique Le méthanol n’étant plus considéré comme un

carburant alternatif par le gouvernement, il faudrait diminuer la capacité et se concentrer sur l’industrie chimique

Concurrent direct le plus important: Methanex Chili : total 3MT, plus grosse usine : 1,065 MT Trinidad: 1.7MT (la plus grosse au monde) Canada : 500 KT

4

2.Alternatives Technologiques Procédé à base de houille (non rentable)

Procédé à base de CO2 qui provient des usines d’aluminium

Procédé à partir du gaz naturel

(technologie la plus répandue)

5

3.1 Procédé général

Désulfuration

Reformage catalytique

ConversionGazéification

Distillation

3.2 Diagramme d’écoulements

Évent #1

1-Désulfuration:Evelyne Monfet

Vincent Roy

2-ReformageDavid GauthierBruno Tremblay

3-Convertisseur :Joël Antoine

Jean-Philippe LavoieJonathan Moore

Préparé par : B. Tremblay2003-11-18

Diagramme 5

4-Distillation:Sébastien DelisleMarc Tremblay

C-1-1

S-1-1

C4H10S + H2 H2S + C4H10

Catalyseur : Cobalt molybdenum

H2S + ZnO ZnS + H2OE-1-1

R-2-1

Légende:B: ChaudièreCD : Colonne à distillerCo: CondenseurC: CompresseurCy: CycloneCL: ClarificateurE: ÉchangeurECD: Échangeur Contact DirectEIA-Échangeur ions (anion)EIC-Échangeur ions (cation)F: Filtre coalescentTF : Tour de refroidissementP: Pompe

G: GazéificateurM: MélangeurQ: ÉnergieR: RéacteurRe: RebouilleurRes: RéservoirT: TurbineS: SéparateurSP: SplitterV: VenturiVa: Vanne

1 2

3

Gaznaturel

CH4 + 2H2O 4H2 + CO2

PROCÉDÉ MÉTHANOL

DES-1

DES-2 DES-3

S-1-2

Q-1-2

DES-4 DES-5

REF-1

REF-3

4

DES-6

REF-5

B-2-1REF-4 RES-3-1

P-3-1

C-3-1

CON-1

CON-2

R-3-1 R-3-2 R-3-3

CON-3

CON-10

S-3-1

CON-11

SP-3-1

CON-13

CON-12

C-3-2

Purge aubrûleur

SP-4-1

CON-9

CD-4-3

CON-10

CD-4-2

CD-4-1Res-4-1

P-3-3

P-2-1 à P-2-3P-2-4 à P-2-6

CL-2-1

CL-2-2

CL-2-3W-3

W-1

W-2

W-6

W-5

W-4

W-9

W-8

W-7W-10

W-11W-12

W-13

W-14

W-15

W-16 W-17

W-18

W-19

W-20

RES-3-2

W-21

W-21

W-22

CON-4

CON-5

CON-6

CON-14

REF-9

P-2-7 à P-2-9

P-3-4

Eaud’alimentation

chaudière

Entrée eaufraîche

P-3-2

Eau rejetée aufleuve

Res-4-2

5-Gazéification:Philippe Lapierre

Vincent Simoneau

P-4-7 à 4-9

Vers RES-4-2

Vers RES-4-2

Vers RES-4-2

Vers B-4-1

Gaz provenantde CON-12

CON-7

CON-8

CON-11

Évent #3

Évent #2

DIS-1DIS-2

DIS-3DIS-4

DIS-5DIS-6

BTM-1BTM-2

BTM-3

BTM-4

BTM-5

BTM-6

P-3-5

P-3-6

P-3-7

P-4-1

P-4-2

P-4-3

P-4-4

P-4-5

P-4-6

REF-7

REF-8

W-28

W-29

W-30

W-31

W-33

W-32

W-33

W-34

W-38W-41

Eau venant deS-3-1

R-1-1 à R-1-3

EIA 2-1 à 2-6

EIC 2-1 à 2-6

RES-2-1(acide sulfurique)

RES-2-2(soude

caustique)

Transportcamion

déchet solide

C-5-1ECD-5-1

V-5-1

5 CY-5-2

GAZ-2

GAZ-5 GAZ-9

GAZ-8

GAZ-10GAZ-14

GAZ-13

GAZ-15 GAZ-16

GAZ-12

GAZ-18

REF-6

Res-5-1

P-5-1

C-5-2GAZ-11

GAZ-17

GAZ-19

O2

G-5-1

CY-5-1

GAZ-1

GAZ-3

GAZ-4

GAZ-6

GAZ-7

G-5-2

O2

Res-5-2

O2S-5-1

S-5-2

DIS-7

TF 4-1 à 4-5

7

3.3.1 Désulfuration (réacteurs)

But : enlever le soufre qui pourrait empoisonner les catalyseurs du réacteur de reformage

Hydrodésulfuration 3 réacteurs d’hydrodésulfuration de 37 m3

Catalyseur de cobalt molybdène

Désulfuration 3 lits de zinc 57 m3

ZnS peut être régénérer en ZnO

8

3.4.1 Reformage catalytiqueRéactions :

CH4 + H2O = CO + 3H2

CO + H2O = CO2 + H2

+165 kJ/mol

Énergie à fournir:

2.24x109 kJ/h

Catalyseurs:

Katalko Série-25

Katalco Série-57

Nickel sur support d’alumine

Quantité de catalyseur:

87 tonnes métriques

Dimensions tubes:

12 m de long

0.18 m de diamètre

400 tubes

9

3.5.2 ConvertisseursRéactions impliquées

CO2 +3H2 CH3OH +H2O H= -68 kJ/mol

CO +2H2 CH3OH H= -108 kJ/mol

10

3.5.3 Convertisseurs (suite) Réacteur tubulaire catalytique avec

échangeur de chaleur intégré Refroidi par circulation d’eau Conditions opérationnelles:

260°C 7 800 kPa Phase gazeuse

11

3.5.4 Convertisseur : Bilan de matière

Alimentation654 319 kg/h

Réacteurs

Vers unités de distillation638 526 kg/h (28% MeOH)

Purge vers unité de reformage15 793 kg/h

3,46x109 kJ/h

12

3.5.5 Convertisseur : Réacteurs

Volume: 37,5 m³Dimension des tubes:

Longueur: 5 m Diamètre: 20 cm 240 tubes par réacteurs

Catalyseur : CuO sur support Al2O3

Quantité: 16,5 t/réacteur

13

3.6.1 DistillationSéparation du mélange Eau-MeOH

Mélange sans azéotrope

Liquide à pression atmosphérique

Utilisation de HYSYS pour la simulation (Modèle utilisé UNIQUAC)

14

3.6.2 Distillation

Évent #1

SP-4-1

CON-9

CD-4-3

CON-10

CD-4-2

CD-4-1Res-4-1

Vers RES-4-2

Vers RES-4-2

Vers RES-4-2

Vers B-4-1

CON-11

Évent #2

DIS-1DIS-2

DIS-3DIS-4

DIS-5DIS-6

BTM-1BTM-2

BTM-3

BTM-4

BTM-5

BTM-6

P-4-1

P-4-2

P-4-3

P-4-4

P-4-5

P-4-6

REF-7

REF-8

W-30

W-31

W-33

W-32

W-33

DIS-7

Conditions d’opération:Pression atmosphériqueTempérature 38 oC

3 colonnes identiques25 plateauxAlimentation au 17ième plateau

Contraintes:Distillat : 1x10-3 en eauBas :1x10-4 en méthanol97% récupération du MeOH

15

3.6.3 Distillation

Énergies impliquées :Rebouilleur 2.4E08 kJ/hCondenseur 1,9E08 kJ/hÉnergie aux rebouilleurs provient des gaz du reformage

Gaz non-condensables brûlés aux bouilloires

Tous les écoulements d’eau acheminés vers réservoirs 4-2.

16

3.7.1 GazéificationPermet de traiter 10 000kg/h de déchets

triées.Déchet d’environ 200 000 personnes.300kg de déchets non trié fournit

environ 110kg de méthanol.La gazéification est une combustion

partielle visant à produire des gaz de synthèse.

17

3.8.1 Bilan Énergie Global

18

3.8.2 Bilan Énergie Global (suite)

19

4.1 Hazop: P&ID

F

C-1-1

Q-1-1

S-1-1

C4H10S + H2 H2S + C4H10

Catalyseur : Cobalt molybdenumH2S + ZnO ZnS + H2O

1

Gaznaturel

DES-1

DES-2

DES-3

S-1-2

Q-1-2

DES-4

DES-6

PT TT

PTTT

AS

A

PT

- Contraintes- Pas de soufre à la sortie de la section 1- Pas de fuite- Haute pression- Haute température

Évent #1

1-Désulfuration:Evelyne Monfet

Vincent Roy

2-ReformageDavid GauthierBruno Tremblay

3-Convertisseur :Joël Antoine

Jean-Philippe LavoieJonathan Moore

Préparé par : G.Letendre E. Desrosiers-Lachiver2003-12-01

Diagramme 3 HAZOP

4-Distillation:Sébastien DelisleMarc Tremblay

E-1-1

R-2-1

Légende:B: ChaudièreCD : Colonne à distillerCo: CondenseurC: CompresseurCy: CycloneCL: ClarificateurE: ÉchangeurECD: Échangeur Contact DirectEIA-Échangeur ions (anion)EIC-Échangeur ions (cation)F: Filtre coalescentTF : Tour de refroidissementLAG: LaguneP: Pompe

G: GazéificateurM: MélangeurQ: ÉnergieR: RéacteurRe: RebouilleurRes: RéservoirT: TurbineS: SéparateurSP: SplitterV: VenturiVa: Vanne

2

3

CH4 + 2H2O 4H2 + CO2

PROCÉDÉ MÉTHANOL

DES-5

REF-1

REF-3

4

REF-5

B-2-1

REF-4RES-3-1

P-3-1

C-3-1

CON-1

CON-2

R-3-1 R-3-2 R-3-3

CON-3

CON-10

S-3-1

CON-11

SP-3-1

CON-13

CON-12

C-3-2

Purge aubrûleur

SP-4-1

CON-9

CD-4-3

CON-10

CD-4-2

CD-4-1Res-4-1

P-3-3

EIA-2-1EIA-2-2EIA-2-3

EIC-2-3 EIC-2-2 EIC-2-1P-2-1 à P-2-3P-2-4 à P-2-6

CL-2-1

CL-2-2

CL-2-3W-3

W-1

W-2

W-6

W-5

W-4

W-9

W-8

W-7W-10

W-11W-12

W-13

W-14

W-15

W-16 W-17

W-18

W-19

W-20

RES-3-2

W-21

W-21

W-22REF-6

CON-4

CON-5

CON-6

CON-14

REF-9

P-2-7 à P-2-9

P-3-4

Eaud’alimentation

chaudière

Entrée eaufraîche

P-3-2

Eau rejetée aufleuve

Res-4-2

5-Gazéification:Philippe Lapierre

Vincent Simoneau

P-4-7 à 4-9

Vers RES-4-2

Vers RES-4-2

Vers RES-4-2

Vers B-4-1

Énergie decombustion des

évents des colonnes

Gaz provenantde CON-12

CON-7

CON-8

CON-11

Évent #3

Évent #2

DIS-1DIS-2

DIS-3DIS-4

DIS-5DIS-6

BTM-1

BTM-2

BTM-3

BTM-4

BTM-5

BTM-6

P-3-5

P-3-6

P-3-7

P-4-1

P-4-2

P-4-3

P-4-4

P-4-5

P-4-6

REF-7

REF-8

W-28

W-29

W-30

W-31

W-33

W-32

W-33

W-38W-39W-45

Eau venant deS-3-1

TT

By pass

PT

PT PT

PT

R-1-1 à R-1-3TT

TT

TTTTTT

TTTT

PTPT PT

PT PT PT

TT TT

TT

TT

TT

TT

TT

F

PT

N

N

FA

F

F

F

F

F

F

AMe

AMe

AMe

AMe

AMe

AMe

PT

PT

PT

TT

TT

TT

TT

TT

TT

F

F

F

PTTTN

PT

PT TT

A

N

pH

C

C

C

pH

pH

N

N

N

AMe

AM

e

N

N

N

N

6

EauBruno Tremblay

PT

TT

A

F

N

pH

C

Mesure Pression

Mesure Température

Analyseur

Débimètre

Mesure niveau

À la Torchère

Valve

Drain

Analyseur de pH

Conductivité

C-5-1ECD-5-1

V-5-15

CY-5-2

GAZ-2

GAZ-5

GAZ-9

GAZ-8

GAZ-10GAZ-14

GAZ-13

GAZ-15

GAZ-16

GAZ-12 GAZ-18

Res-5-1

P-5-1

C-5-2GAZ-11

GAZ-17

GAZ-19

O2

G-5-1

CY-5-1

GAZ-1

GAZ-3

GAZ-4

GAZ-6

GAZ-7

G-5-2

O2

CY-5-2

NPT

PT

A

H2, CO2, CO, AutresPT

PT

N PT F

F

TT

F

pH

F

A TT

RES-2-1(acide sulfurique)

RES-2-2(soude

caustique)

Res-5-2

O2

Transportcamion

déchet solide

S-5-1

S-5-2

DIS-7

N

Res-4-3(Rejets)

A

A

A

TT

TF 4-1 à 4-5

20

4.2 P&ID Unité de désulfuration

21

4.3 P&ID Unité de Reformage

22

4.4 P&ID Unité de Distillation

23

4.5 Hazop : procéduresProcédures :

Démarrage des équipements principaux Démarrage de l’usine Arrêt planifié Arrêt d’urgence

-En cas de panne d’électricité

-En cas de manque d’eau de refroidissement

24

4.5.1 Procédures : points importants

Toujours purger le système à l’azote-> afin d’éviter la présence d’un mélange inflammable (air + combustible)

Tests d’étanchéité des vaisseaux et des connections nécessaires avant tout démarrage

Chauffage d’appoint nécessaire pour les colonnes et la bouilloire

La torche doit être allumée avant démarrage initial des équipements

Remplir circuit d’eau avant démarrage des unités

25

4.5.1 Arrêts d’urgence : points importants (suite) Certains équipements doivent être branchés

à une génératrice en cas de panne d’électricité

En cas de manque d’eau de refroidissement : arroser les réacteurs de la conversion pour les refroidir et dépressuriser l’excès à la torche, car la réaction est exothermique et peut s’emballer.

26

5.1 Disposition des équipements

Bureaux2

5

4

Biomasse

1

Expansion

3Manutention

MeOH

Gaz N.

Section du procédé 1 Désulfuration

Proximité réservoir de gaz naturel 2 Reformage

Jonction de l’alimentation 3 Convertisseur

Eau de refroidissement 4 Distillation

Eau de refroidissement 5 Gazéification

Source d’ignition (Est de l’usine)

Réservoir d’eau de refroidissement Proche du cour d’eau

Biomasse Odeurs désagréable (Est de l’U.)

Bureaux Aire de manutention Expansion

Réservoir d’eau

27

5.2 Diagramme de la disposition des équipements

28

5.3 Disposition des équipements La dimension et le nombre d’équipements Distance sécuritaire minimum (IRI) Superficie disponible Voies d’accès Maintenance facilité

50 m

50 m

20 m

Section de désulfuration

Salle contrôle

R-1-1

R-1-2

R-1-3

S-1-1

S-1-2

C-1-1

Nord

29

6.1 Choix du site

30

7.1 Environnement Effluent liquide : eau chaude -> tours de

refroidissement nécessaires (loi) Effluents solides : cendres -> ciment Émissions de GES: 1,8 M tonnes/an 1.19 tonnes CO2 éq. par tonne MetOH 35 kW-h par tonne d’énergie nouvelle Plus avantageux de brûler le méthane

directement que de fabriquer du méthanol qui sert de carburant…

31

8.1 Analyse économique

Indique si l’investissement sera économiquement rentable.

Permet de déterminer tous les coûts associés à la construction et à l’exploitation de l’usine.

32

8.2 Hypothèses de travail Le prix du gaz naturel, de l’oxygène et de

l’eau industrielle sont constants durant toute la durée du projet.

Le prix de l’électricité est également considéré constant.

33

8.2 Hypothèses de travail (suite) La valeur du dollar canadien est stable pour la

durée de dix ans de l’analyse économique (0,75$).

Les valeurs des prix des équipements sont des valeurs précises basées sur la littérature ou l’expérience du marché.

Le temps d’opération de l’usine est considéré constant (350 jours/année et 24h/jour).

34

8.2 Hypothèses de travail (suite)

Le revenu total de l’usine est basé sur la vente de la totalité du méthanol produit annuellement.

Le prix du méthanol est considéré constant (décembre 2003).

Le taux de production du méthanol est constant.

35

Investissement en capitalCoûts directsCoûts indirectsFrais générauxFrais fixesCoûts des matières premières + énergie

36

Coûts directsÉquipements

Unité de l’usine Investissement en capital (M$ CA)

Hydrodésulfuration 16,5 Reformage catalytique 17,3 Synthèse du méthanol 46,8 Distillation 7,7Gazéification 1,2Traitement de l’eau brute 0,3

Coût total des équipements : 89,8 M$

37

Coûts directs (suite)Installation

Unité de l’usine Investissement en capital (M$ CA)

Hydrodésulfuration 7,6 Reformage catalytique 11,3

Synthèse du méthanol 21,6 Distillation 5,5 Gazéification 0,7 Traitement de l’eau brute 0,1

Coût total de l’installation : 46,7 M$

38

Autres coûts directs

Isolation 5% 5,2 M$Contrôle et instrumentation 35% 36,3 M$Tuyauterie 70% 72,6 M$Système électrique 30% 31,1 M$Bâtiment 45% 46,7 M$Aménagement du site 15% 15,5 M$Infrastructures de service 75% 77,8 M$Terrain 6% 6,2 M$

Total des coûts directs : 442 M$

39

Coûts indirects

Ingénierie et supervision 50% 51,8 M$

Frais pour contracteur 15% 15,5 M$

Contingences 45% 46,7 M$

Dépenses de construction 50% 51,9 M$

Dépenses légales 10% 10,4 M$

Total des coûts indirects : 176,4 M$

40

Investissement en capital fixe

Coûts directs + coûts indirects =

618,5 M$

41

Frais généraux

Dépenses administratives 25% 26,0 M$

Vente et représentation 10% 10,4 M$

Recherche et dévelop. 3% 3,0 M$

Financement 10% 10,4 M$

Total des frais généraux : 49,9 M$

42

Frais fixes

Taxes locales 2% 12,4 M$

Assurances 1% 6,2 M$

Dépréciation des bâtiments (moyenne) 8,7 M$

Dépréciation des équipements (moyenne) 1,5 M$

Total des frais fixes : 28,7 M$

43

Coûts des matières premières et de l’énergie

Matières premières coût annuel

Eau industrielle (62 202 000 m3 à 0.06$/ m3) 3,7 M$

Gaz naturel (481 481 784 m3 à 0,22923$ / m3) 110,0 M$

Électricité (54 672 578 kWh à 0,05$/kWh) 2,7 M$

Catalyseurs 3,4 M$

Oxygène (20 470 800 kg à 0,05$/ kg) 1,0 M$

Investissement total : 121 M$

44

Prêt Financement du projet à 40% Montant emprunté : 247,4 M$ Remboursement du prêt sur une période de

dix ans Taux d’intérêt de 7%

45

Employés et rémunération L’usine comprendra :

200 employés, techniciens et autres Salaire horaire de 35$/h

35 employés cadres Salaire horaire de 50$/h

Coût total de la main d’œuvre par année : 18,2 M$

46

Coût de productionProduction de méthanol :

50% la première année90% la deuxième année100% les années suivantes

47

Coût de production

Somme de tous les frais de fabrication du méthanol :

278 M$

Production annuelle de méthanol :

1,5 M tonnes

Prix du méthanol à la tonne :

186$

48

TRI

16%

49

Seuil de rentabilité

  Taux de production

  100% 95% 93% 90% 85% 80% 75%

Coût de production ($/tonne)

186 181 179 176 171 166 161

Revenu (M$) 452 429,4 420.36 406.8 384.2 361.6 339

TRI (%) 16 13 12 10 7 4 0

Diminution de la production

50

Impacts des unités de désulfuration et de gazéification

Option #1 : Enlever l’unité de désulfuration en achetant du gaz naturel sans soufre

Option #2 : Enlever l’unité de gazéification

51

Impacts des options #1 et #2  Option #1 Option #2 Usine sans

modification

Coût total des équipements (M$)

85 102 104

Coût de production ($/tonne)

170 184 186

Investissement capital total (M$)

528 630 638

Revenu (M$) 452 429 452

TRI (%) 27 12 16

52

Analyse de sensibilité Paramètres ayant une grande influence

Prix de vente du méthanol Prix du gaz naturel (96% de notre mat. premières)

Paramètres ayant une influence moins marquée Pourcentage capital emprunté Durée de remboursement du prêt Taux d’intérêt Prix de l’électricité

53

Variation du prix de vente du méthanol

0

100

200

300

400

500

600

700

200,00 250,00 300,00 350,00 400,00 450,00

Prix de vente du méthanol ($)

Rev

enu

(M$)

0

5

10

15

20

25

30

35

40

45

TRI (

%)

Revenu

TRI

54

Variation du prix du gaz naturel

0

50

100

150

200

250

0 0,05 0,1 0,15 0,2 0,25 0,3 0,35 0,4 0,45

Prix du gaz naturel ($/m3)

Coû

t de

prod

uctio

n ($

/tonn

e)

0

5

10

15

20

25

30

TRI (

%)

Coût de production

TRI

55

ConclusionSi le projet était à refaire, nous ferions

le design d’une petite usine qui utiliserait uniquement des gaz de synthèse

La production serait uniquement destinée à l’industrie chimique