Usine de production de m

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Usine de production de méthanol

• Methagreen un projet denvergure internationale

Automne 2003
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Membres de léquipe

• 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

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1.Étude de marché

• 4.5 de la capacité mondiale 1.5M t
• Marchés ciblés transports et industrie chimique
• Le méthanol nétant plus considéré comme un
  carburant alternatif par le gouvernement, il
  faudrait diminuer la capacité et se concentrer
  sur lindustrie 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

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2.Alternatives Technologiques

• Procédé à base de houille (non rentable)
• Procédé à base de CO2 qui provient des usines
  daluminium
• Procédé à partir du gaz naturel (technologie la
  plus répandue)

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3.1 Procédé général
Désulfuration
Reformage catalytique
Conversion
Gazéification
Distillation
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3.2 Diagramme découlements
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3.3.1 Désulfuration (réacteurs)

• But enlever le soufre qui pourrait empoisonner
  les catalyseurs du réacteur de reformage
• Hydrodésulfuration
• 3 réacteurs dhydrodésulfuration de 37 m3
• Catalyseur de cobalt molybdène
• Désulfuration
• 3 lits de zinc 57 m3
• ZnS peut être régénérer en ZnO

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3.4.1 Reformage catalytique
Réactions 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 dalumine

• Quantité de catalyseur
• 87 tonnes métriques
• Dimensions tubes
• 12 m de long
• 0.18 m de diamètre
• 400 tubes

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3.5.2 Convertisseurs

• Réactions impliquées
• CO2 3H2 ? CH3OH H2O ?H -68 kJ/mol
• CO 2H2 ? CH3OH ?H -108 kJ/mol

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3.5.3 Convertisseurs (suite)

• Réacteur tubulaire catalytique avec échangeur de
  chaleur intégré
• Refroidi par circulation deau
• Conditions opérationnelles
• 260C
• 7 800 kPa
• Phase gazeuse

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3.5.4 Convertisseur Bilan de matière
Purge vers unité de reformage 15 793 kg/h
Réacteurs
Alimentation 654 319 kg/h
3,46x109 kJ/h
Vers unités de distillation 638 526 kg/h  (28
MeOH)
12
3.5.5 Convertisseur Réacteurs

• Volume 37,5 m³
• Dimension des tubes
• Longueur 5 m
• Diamètre 20 cm
• 240 tubes par réacteurs
• Catalyseur CuO sur support Al2O3
• Quantité 16,5 t/réacteur

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3.6.1 Distillation

• Séparation du mélange Eau-MeOH
• Mélange sans azéotrope
• Liquide à pression atmosphérique
• Utilisation de HYSYS pour la simulation (Modèle
  utilisé ? UNIQUAC)

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3.6.2 Distillation
Conditions dopération Pression
atmosphérique Température 38 oC 3 colonnes
identiques 25 plateaux Alimentation au 17ième
plateau Contraintes Distillat 1x10-3 en
eau Bas 1x10-4 en méthanol 97 récupération du
MeOH
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3.6.3 Distillation
Énergies impliquées Rebouilleur ? 2.4E08
kJ/h Condenseur ? 1,9E08 kJ/h Énergie aux
rebouilleurs provient des gaz du reformage Gaz
non-condensables brûlés aux bouilloires Tous les
écoulements deau acheminés vers réservoirs 4-2.
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3.7.1 Gazéification

• Permet de traiter 10 000kg/h de déchets triées.
• Déchet denviron 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.

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3.8.1 Bilan Énergie Global
18
3.8.2 Bilan Énergie Global (suite)
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4.1 Hazop PID
20
4.2 PID Unité de désulfuration
21
4.3 PID Unité de Reformage
22
4.4 PID Unité de Distillation
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4.5 Hazop procédures

• Procédures
• Démarrage des équipements principaux
• Démarrage de lusine
• Arrêt planifié
• Arrêt durgence
• -En cas de panne délectricité
• -En cas de manque deau de
  refroidissement

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4.5.1 Procédures points importants

• Toujours purger le système à lazote-gt afin
  déviter la présence dun mélange inflammable
  (air combustible)
• Tests détanchéité des vaisseaux et des
  connections nécessaires avant tout démarrage
• Chauffage dappoint nécessaire pour les colonnes
  et la bouilloire
• La torche doit être allumée avant démarrage
  initial des équipements
• Remplir circuit deau avant démarrage des unités

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4.5.1 Arrêts durgence points importants (suite)

• Certains équipements doivent être branchés à une
  génératrice en cas de panne délectricité
• En cas de manque deau de refroidissement
  arroser les réacteurs de la conversion pour les
  refroidir et dépressuriser lexcès à la torche,
  car la réaction est exothermique et peut
  semballer.

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5.1 Disposition des équipements

• Section du procédé
• 1 Désulfuration
• Proximité réservoir de gaz naturel
• 2 Reformage
• Jonction de lalimentation
• 3 Convertisseur
• Eau de refroidissement
• 4 Distillation
• Eau de refroidissement
• 5 Gazéification
• Source dignition (Est de lusine)
• Réservoir deau de refroidissement
• Proche du cour deau
• Biomasse
• Odeurs désagréable (Est de lU.)

Réservoir deau
Expansion
MeOH
Gaz N.
4
Manutention
3
1
2
Bureaux
5
Biomasse

• Bureaux
• Aire de manutention
• Expansion

27
5.2 Diagramme de la disposition des équipements
28
5.3 Disposition des équipements

• La dimension et le nombre déquipements
• Distance sécuritaire minimum (IRI)
• Superficie disponible
• Voies daccès
• Maintenance facilité

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6.1 Choix du site
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7.1 Environnement

• Effluent liquide eau chaude -gt tours de
  refroidissement nécessaires (loi)
• Effluents solides cendres -gt ciment
• Émissions de GES 1,8 M tonnes/an
• 1.19 tonnes CO2 éq. par tonne MetOH
• 35 kW-h par tonne dénergie nouvelle
• Plus avantageux de brûler le méthane directement
  que de fabriquer du méthanol qui sert de
  carburant

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8.1 Analyse économique

• Indique si linvestissement sera économiquement
  rentable.
• Permet de déterminer tous les coûts associés à la
  construction et à lexploitation de lusine.

32
8.2 Hypothèses de travail

• Le prix du gaz naturel, de loxygène et de leau
  industrielle sont constants durant toute la durée
  du projet.
• Le prix de lélectricité est également considéré
  constant.

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8.2 Hypothèses de travail (suite)

• La valeur du dollar canadien est stable pour la
  durée de dix ans de lanalyse économique (0,75).
• Les valeurs des prix des équipements sont des
  valeurs précises basées sur la littérature ou
  lexpérience du marché.
• Le temps dopération de lusine est considéré
  constant (350 jours/année et 24h/jour).

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8.2 Hypothèses de travail (suite)

• Le revenu total de lusine 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.

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Investissement en capital

• Coûts directs
• Coûts indirects
• Frais généraux
• Frais fixes
• Coûts des matières premières énergie

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Coûts directs

• Équipements
• Unité de lusine Investissement en capital (M
  CA)
• Hydrodésulfuration 16,5
• Reformage catalytique 17,3
• Synthèse du méthanol 46,8
• Distillation 7,7
• Gazéification 1,2
• Traitement de leau brute 0,3
• Coût total des équipements 89,8 M

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Coûts directs (suite)

• Installation
• Unité de lusine 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 leau brute 0,1
• Coût total de linstallation 46,7 M

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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

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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

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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

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Coûts des matières premières et de lénergie

• 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

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Prêt

• Financement du projet à 40
• Montant emprunté 247,4 M
• Remboursement du prêt sur une période de dix ans
• Taux dintérêt de 7

45
Employés et rémunération

• Lusine comprendra
• 200 employés, techniciens et autres
• Salaire horaire de 35/h
• 35 employés cadres
• Salaire horaire de 50/h
• Coût total de la main dœuvre par année 18,2 M

46
Coût de production

• Production de méthanol
• 50 la première année
• 90 la deuxième année
• 100 les années suivantes

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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
Diminution de la production
50
Impacts des unités de désulfuration et de
gazéification

• Option 1 Enlever lunité de désulfuration en
  achetant du gaz naturel sans soufre
• Option 2 Enlever lunité de gazéification

51
Impacts des options 1 et 2
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 dintérêt
• Prix de lélectricité

53
(No Transcript)
54
(No Transcript)
55
Conclusion

• Si le projet était à refaire, nous ferions le
  design dune petite usine qui utiliserait
  uniquement des gaz de synthèse
• La production serait uniquement destinée à
  lindustrie chimique