La présente invention concerne l'extraction de composés organiques ou inorganiques dissous volatils à l'aide d'un gaz, également dénommé stripage (stripping).

L'élimination de composés organiques ou inorganiques dissous est un processus couramment rencontré dans les chaînes de traitement d'effluents liquides.

Bien que de nombreuses solutions d'extraction de gaz ou de composés organiques dissous dans un liquide existent, la plupart souffrent de certains désavantages limitant leurs performances. Ainsi, un encrassement est souvent rencontré dans les colonnes à garnissage conventionnelles (encrassement des médias constituants le garnissage) ou les contacteurs membranaires, surtout si des effluents ou boues riches en matières en suspension ou en sels pouvant précipiter sont utilisés. Cela peut même rendre inenvisageable l'utilisation de contacteurs membranaires sensibles aux colmatages.

Les procédés d'extractions par solvants spécifiques (adsorption du composé organique ou inorganique dans un solvant) sont coûteux et requièrent des systèmes de séparation complexes, limités en taille.

Les colonnes à bulles sous vide ou atmosphérique sont limités par le brassage gazeux.

Le stripage (stripping) sous vide a été décrit dans le passé et appliqué dans des domaines tels que la digestion anaérobie pour le stripage (stripping) de l'ammoniaque comme décrit dans US20060006055. Ce type d'extraction permet d'augmenter les surfaces d'échange entre les bulles de gaz transférées dans le liquide à épurer et par conséquent d'augmenter les transferts et les rendements épuratoires au sein du réacteur. L'utilisation du vide permet en outre de limiter la chaleur sensible parfois requise pour déplacer le composé organique ou inorganique dans le gaz vecteur. Le gain en énergie est également possible sur le chauffage parfois nécessaire du gaz vecteur dans la mesure où la quantité de gaz vecteur nécessaire est réduite par rapport aux solutions conventionnelles existantes. Toutefois, les problèmes d'encrassement ne sont pas résolus.

La précipitation minérale est par ailleurs effectuée dans des réacteurs de mélange ou réacteurs de cristallisation (sous agitation mécanique et guide- flux) tels que les réacteurs de floculations.

Toutefois, aucun art antérieur ne suggère de combiner ces deux techniques au sein d'un même réacteur.

Les inventeurs se sont aperçus de façon surprenante qu'il était possible de combiner la technique de stripage (stripping) sous vide et de précipitation/cristallisation au sein d'un même réacteur et qu'il était donc possible de simultanément effectuer le stripage (stripping) et la précipitation/cristallisation au sein de ce même réacteur.

Grâce à ce procédé, le stripage (stripping) peut être effectué sans risque d'encrassement lorsque des effluents riches en matières en suspension ou en sels pouvant précipiter sont traités. Grâce à l'utilisation du vide, les besoins en gaz vecteurs sont réduits, ce qui limite par conséquent la taille des ouvrages (colonnes) de désorption du gaz cible à éliminer et qui diminue la quantité d'énergie parfois nécessaire pour chauffer le gaz vecteur.

La présente invention concerne donc un procédé d'extraction d'un composé volatil d'un liquide le contenant et contenant en outre au moins un sel inorganique ou organique dissous caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes :

a) fourniture d'un liquide contenant un composé volatil et au moins un sel inorganique ou organique dissous ;

b) fourniture d'un gaz vecteur destiné à extraire le composé volatil ;

c) fourniture éventuelle d'un réactif pour faciliter l'extraction du composé volatil et/ou la précipitation ou la cristallisation du au moins un sel inorganique ou organique ; d) extraction du composé volatil et précipitation ou cristallisation simultanée au sein d'un même réacteur du au moins un sel inorganique ou organique par mise en contact dans ledit réacteur agité sous vide du liquide de l'étape a) avec le gaz de l'étape b) en présence éventuel du réactif de l'étape c) ; e) récupération du gaz vecteur contenant au moins une partie du composé volatil ;

f) récupération du liquide ayant une teneur diminuée en composé volatil et en ledit au moins un sel inorganique ou organique dissous mélangé avec des particules dudit au moins un sel inorganique ou organique précipité ou cristallisé.

Le liquide contenant un composé volatil et au moins un sel inorganique ou organique dissous de l'étape a) selon la présente invention peut être tout effluent tel qu'une eau résiduaire industrielle, municipale et/ou une eau de forage industriel, une eau souterraine ou un solvant industriel. Il peut aussi s'agir d'une boue liquide, c'est à dire pompable, par exemple provenant d'un digesteur. Il peut également s'agir d'un effluent issu d'un méthaniseur.

Le composé volatil à éliminer du liquide peut être un composé organique ou inorganique. Il est avantageusement choisi dans le groupe constitué par l'ammoniac (NH ₃ ), le méthane (CH ₄ ), le dioxyde de carbone (C0 ₂ ), le sulfure d'hydrogène (H ₂ S), l'acide cyanhydrique (HCN), les BTEX (benzène, toluène et xylène), les HAP (hydrocarbures aromatiques polycycliques), les COV (composés organiques volatils) et les pesticides, plus avantageusement le composé volatil est l'ammoniac. Le composé volatil est différent du liquide qui le contient et du gaz vecteur de l'étape b).

Le sel inorganique dissous dans le liquide peut être choisi dans le groupe constitué par la struvite, les phosphates de calcium, le carbonate de calcium, le phosphate de magnésium, le carbonate de magnésium, le sulfate de calcium, les fluorures de calcium, l'hydroxyde de magnésium, un hydroxyde métallique et leurs mélanges, avantageusement il est choisi dans le groupe constitué par le phosphate de calcium, le carbonate de calcium, la struvite et leurs mélanges, en particulier il s'agit du carbonate de calcium (CaCÛ3) et de la struvite, plus particulièrement du phosphate de calcium, du carbonate de calcium (CaCOs) et de la struvite .

Le sel organique dissous dans le liquide peut être choisi dans le groupe constitué par le sulfure de diméthyle, le disulfure de diméthyle, le citrate de calcium, l'oxalate de calcium, l'EDTA, un cyanure et leurs mélanges.

Avantageusement, le sel organique dissous dans le liquide peut être choisi dans le groupe constitué par le sulfure de diméthyle, le disulfure de diméthyle et leurs mélanges lorsque le composé volatil est le sulfure d'hydrogène (H ₂ S). Dans un autre mode de réalisation avantageux, le sel organique dissous dans le liquide peut être choisi dans le groupe constitué par le citrate de calcium, l'oxalate de calcium, l'EDTA et leurs mélanges lorsque le composé volatil est l'ammoniac ou le dioxyde de carbone. Dans encore un autre mode de réalisation avantageux, le sel organique dissous dans le liquide peut être un cyanure, qui peut par exemple précipiter sous la forme d'un cyanure de fer, lorsque le composé volatil est l'acide cyanhydrique.

La teneur en sel dissous dans le liquide de l'étape a) est avantageusement comprise entre 0,01 g/1 et 1000 g/1, et plus avantageusement a une concentration moyenne de 15 à 20 mg/l pour le CaC03, ou 180 à 220 mg/L pour la struvite ou proche de 300 à 350 mg/L pour le phosphate de magnésium (données à 25°C), ou proche de 10 à 50 mg/l pour le phosphate de calcium (selon les conditions de pH). Le gaz vecteur utilisable dans l'étape b) du procédé selon la présente invention peut être choisi dans le groupe constitué par de l'air, de l'azote, de la vapeur et leur mélange, avantageusement dans le groupe constitué par de l'air, de la vapeur et leur mélange. En particulier, dans le cas où le composé volatil est l'ammoniac, le gaz vecteur est choisi dans le groupe constitué par de l'air, de la vapeur et leur mélange, plus avantageusement par de l'air et un mélange air/vapeur, encore plus avantageusement par de l'air. Certains précipités peuvent se former naturellement au cours de la volatilisation d'un composé cible volatil par déplacement des équilibres chimiques. Toutefois l'ajout de réactifs permet de contrôler le déplacement des équilibres chimiques et donc de favoriser la production d'un sel spécifique. Ainsi, le réactif utilisable dans l'éventuelle étape c) du procédé selon la présente invention peut être n'importe quel réactif qui permet la précipitation/cristallisation (par exemple par modification du pH de l'effluent) du au moins un sel inorganique ou organique dissous. Il est avantageusement choisi dans le groupe constitué par la soude, la chaux, les cendres, le chlorure de magnésium, l'oxyde de magnésium, le chlorure ferrique, l'acide chlorhydrique, l'acide sulfurique et l'acide phosphorique, préférentiellement il s'agit de la soude ou de la chaux (Ca(OH) ₂ ). Par exemple l'ajout de chaux (Ca(OH) ₂ ) permet d'augmenter le pH du liquide et donc de favoriser l'extraction de l'ammoniac.

Le réactif tel que la chaux ou le chlorure de magnésium peut également permettre la précipitation de solide comme le phosphate de calcium, le carbonate de calcium ou la struvite dans le cas de l'extraction de l'ammoniac. Le réactif est cependant différent du sel inorganique ou organique dissous dont il permet la précipitation/cristallisation. Dans un mode de réalisation avantageux, le réactif de l'étape c) est de la chaux ou de la soude, en particulier de la chaux lorsque le composé volatil est l'ammoniac. Dans un autre mode de réalisation avantageux, le réactif de l'étape c)est choisi dans le groupe constitué par l'acide chlorhydrique, l'acide sulfurique et l'acide phosphorique lorsque le composé volatil est le C0 ₂ , l'H ₂ S ou l'HCN.

Dans un mode réalisation particulier, l'étape d) du procédé selon l'invention comprend les étapes simultanées ou successives, avantageusement simultanées, suivantes :

- dl) mise en contact du gaz vecteur de l'étape b) avec le liquide de l'étape a)

- d2) entrée du mélange obtenu à l'étape dl) dans le réacteur agité sous vide, mise en contact éventuelle avec le réactif de l'étape c), et extraction du composé volatil et précipitation ou cristallisation simultanée du au moins un sel inorganique ou organique au sein du même réacteur.

En effet, l'injection du gaz vecteur peut se faire en plusieurs points du système : dans le circuit d'alimentation de l'enceinte du réacteur (ex : injection en amont par pressurisation, ou directe dans la pompe d'alimentation, ou encore dans un mélangeur statique), dans l'enceinte même du réacteur par microbullage, dans les boucles de recirculation. L'injection dans l'enceinte du réacteur peut se faire par exemple par bullage au moyen d'une canne percée d'injection, d'un diffuseur gaz-liquide (membranes, éjecteurs...) ou d'une diffusion directe via l'arbre d'agitation.

Le réacteur selon l'invention permet donc à la fois l'extraction et la cristallisation/précipitation. Il peut donc gérer un taux de solide important à condition que ce dernier soit maintenu en suspension dans le liquide par agitation. En particulier, le taux de solide dans le réacteur de l'étape d) ou d2) est maintenu entre 0,1 et 900 g/L de solide en suspension, avantageusement entre 0,1 et 350 g/L, en particulier à une concentration moyenne comprise entre 50 et 150g/L.

Le réacteur est donc parfaitement agité. Avantageusement l'agitation est mise en œuvre à l'aide d'une agitation mécanique, telle qu'un agitateur à pales, en particulier indépendante de l'injection du gaz vecteur, ce qui permet de décorréler le débit de gaz vecteur nécessaire à l'extraction du composé volatil avec la mise en suspension du solide présent dans le réacteur.

Le fait de décorréler le débit de gaz vecteur des moyens de la mise en suspension des matières solides au sein du réacteur, permet de travailler avec des débits de gaz vecteur beaucoup plus faibles tout en acceptant des concentrations en matières solides pouvant atteindre jusqu'à 900 g/L.

En outre une telle agitation mécanique permet d'éviter les zones mortes et donc le risque d'accumulation de solides au sein du réacteur. Elle permet donc d'homogénéiser le mélange solide-liquide. Cette agitation mécanique peut par ailleurs améliorer la dispersion du gaz vecteur au sein du liquide.

Les débits de recirculation au sein du réacteur induits par l'agitateur assurant le mélange sont compris entre 50 et 1500 m ³ / par m ³ de liquide dans le réacteur, et avantageusement entre 50 et 500 m ³ /h par m ³ de réacteur.

Le temps de résidence hydraulique dans le réacteur de l'étape d) ou d2) est défini en fonction de l'épuisement recherché du composé volatil à extraire (de quelques secondes à plusieurs heures), avantageusement il est compris entre 10 minutes et 6 heures, plus avantageusement entre 15 minutes et 150 minutes, en particulier entre 30 minutes et 2 heures.

Dans un mode de réalisation avantageux, le réacteur de l'étape d) ou d2) ne comprend pas de garnissage ou de contacteurs membranaires qui ne seront donc pas encrassés.

Le point de fonctionnement (température et pression) au sein du réacteur est défini en fonction de la température d'ébullition du liquide de l'étape a), de façon à ce qu'il ne rentre pas en ébullition dans le cas où le gaz vecteur n'est pas de la vapeur.

Dans le cas où le gaz vecteur est de la vapeur, le point de fonctionnement correspond à la température et à la pression d'ébullition du liquide de l'étape a).

L'étape d) ou d2) est mise en œuvre sous vide, c'est-à-dire à une pression inférieure à la pression atmosphérique, avantageusement à une pression absolue comprise entre 500 et 99 000 Pa, en particulier à une pression absolue supérieure à la pression d'ébullition du liquide de l'étape a) de 1000 à 10 000 Pa à la température de fonctionnement dans le cas où le gaz vecteur n'est pas de la vapeur .

Le réacteur de l'étape d) ou d2) doit donc résister à ces pressions.

Avantageusement, l'étape d) ou d2) est mise en œuvre à une température inférieure à la température d'ébullition du liquide de l'étape a) à la pression de fonctionnement dans le cas où le gaz vecteur n'est pas de la vapeur, avantageusement à une température inférieure à entre 1 et 20°C de la température d'ébullition du liquide de l'étape a) à la pression de fonctionnement, en particulier à une température comprise entre -50°C et 180°C, plus avantageusement comprise entre 50 et 65°C, en particulier à une température de 60°C.

La source d'énergie thermique si nécessaire pour obtenir la température voulue pourra provenir de l'effluent lui-même ou d'une autre source d'énergie (chaudière vapeur, chauffage d'air, échangeur de chaleur, pompe à chaleur, chauffage avec fluide thermique). Dans le cas où un chauffage est requis pour le stripage (stripping), le système pourra donc être équipé d'échangeurs connus par l'homme du métier (échangeur à plaque/tube, réacteur double enveloppe...).

L'avantage de l'utilisation d'un réacteur sous vide est que les quantités de gaz vecteur à utiliser sont réduites.

Ainsi, dans un mode de réalisation avantageux, l'étape d) ou d2) est mise en œuvre avec un débit de gaz vecteur inférieur de 10 à 100 fois celui nécessaire à un fonctionnement à pression atmosphérique. Ainsi avantageusement lorsque le composé volatil est l'ammoniac, le débit volumique de Gaz peut être compris entre 2,5L/h et 200L/h pour lL/h de liquide, plus avantageusement il est compris entre 50 et 150L/h pour lL/h de liquide, en particulier il est de 100L/h de gaz pour lL/h de liquide. Ce débit de gaz peut donc être adapté selon le composé volatil à éliminer.

Avantageusement, dans le cas où le composé volatil est l'ammoniac et où le liquide de l'étape a) bout à une pression proche de 20 000 Pa et est chauffé à une température comprise entre 55 et 60°C, la pression de fonctionnement optimale de l'étape d) ou d2) du procédé selon la présente invention sera avantageusement comprise entre 21 000 et 25 000 Pa absolue avec un ratio gaz vecteur/liquide de l'ordre de 2,5 à 150 Nm ³ d'air par m ³ d'effluent, si le gaz vecteur est de l'air. Dans un mode de réalisation avantageux, l'alimentation de l'enceinte du réacteur de l'étape d) ou d2) en liquide de l'étape a) est réalisée par une pompe ou gravitairement ou au moyen du système de vide.

L'introduction du liquide dans l'enceinte peut être ainsi réalisée de façon naturelle ou forcée au moyen d'un système de pulvérisation ou cane d'injection.

L'étape e) du procédé selon la présente invention permet donc de récupérer une partie du composé volatil, avantageusement au moins 50% en poids par rapport au poids total du composé volatil présent initialement dans le liquide à l'étape a), plus avantageusement la majeure partie, encore plus avantageusement plus de 60% en poids, particulièrement plus de 70% en poids, en particulier plus de 75% en poids par rapport au poids total du composé volatil présent initialement dans le liquide à l'étape a) dans le cas où le composé volatil est l'ammoniac .

L'étape f) du procédé selon la présente invention permet donc de récupérer le liquide ayant une teneur diminuée en composé volatil et en ledit au moins un sel inorganique ou organique dissous mélangé avec des particules dudit au moins un sel inorganique ou organique précipité ou cristallisé.

Avantageusement, le liquide a une teneur diminuée d'au moins 50% en poids en composé volatil, plus avantageusement d'au moins 60% en poids, en particulier plus de 75% en poids dans le cas où le composé volatil est l'ammoniac.

Dans un mode de réalisation particulièrement avantageux, le rendement d'extraction du composé volatil, en particulier lorsque le composé volatil est l'ammoniac, est d'au moins 50% en poids, en particulier d'au moins 60% en poids, plus particulièrement d'au moins 75% en poids. Le rendement se calcule de la façon suivante :

Rendement (en % en poids) = 1- (Quantité du composé volatil finale dans le liquide à l'étape (f) / Quantité du composé volatil initial dans le liquide de l'étape (a)) Dans un mode de réalisation avantageux, le procédé selon la présente invention comprend une étape supplémentaire g) de séparation liquide/ solide mise en œuvre sur le liquide obtenue à l'étape f) de façon à récupérer d'une part les particules dudit au moins un sel inorganique ou organique précipité ou cristallisé et d'autre part le liquide ayant une teneur diminuée en composé volatil et en ledit au moins un sel inorganique ou organique dissous. Le procédé selon la présente invention peut en outre comprendre une étape supplémentaire h) de séparation du composé volatil du gaz vecteur obtenu à l'étape e) et une étape éventuelle de recyclage du gaz vecteur dépourvu de composé volatil dans le réacteur de l'étape d) ou dans l'étape dl). Le procédé selon la présente invention peut être mis en œuvre en mode continue, semi-continu ou discontinu.

La présente invention sera mieux comprise en référence à la description des figures et des exemples qui suivent.

La figure 1 représente une vue schématique du réacteur utilisable dans le procédé selon l'invention.

La figure 2 représente la quantité d'ammoniac enlevée d'un liquide (par le procédé selon l'invention (rendement d'abattement en N-NH ₄ en %) selon différentes conditions de pression et de pH théorique ou réelles (exemples) en fonction du ratio gaz vecteur/liquide à une température de 55°C ou de 60°C dans les conditions de l'exemple 1.

La figure 3 représente la quantité d'ammoniac enlevée d'un liquide par le procédé selon l'invention (rendement d'abattement en N-NH ₄ en %) en fonction du ratio gaz vecteur /liquide selon différentes conditions de pression à une température de 55°C et un pH de 8,34 dans les conditions de l'exemple 2. Le réacteur (1) utilisable dans le cadre du procédé selon la présente invention est donc un réacteur triphasique (liquide/gaz/solide) agité et sous vide.

Il comprend donc :

- un moyen d'entrée de liquide (2) pour la mise en oeuvre de l'étape a), avantageusement situé au milieu du réacteur ;

- un moyen d'entrée de gaz (3) pour la mise en œuvre de l'étape b), avantageusement situé en bas du réacteur ;

- un moyen d'entrée pour le réactif (4) de l'étape c), avantageusement situé au milieu du réacteur ;

- un moyen de sortie (5) pour le gaz contenant le composé volatil pour la mise en œuvre de l'étape e), avantageusement situé tout en haut du réacteur ;

- un moyen pour le chauffage éventuel (6) ;

- un moyen d'agitation (7)

- un moyen permettant de mettre le réacteur sous vide,

- un moyen de sortie (8) pour le liquide pour la mise en œuvre de l'étape f), avantageusement situé tout en bas du réacteur.

Il est représenté à la figure 1.

Exemple 1 :

Le procédé a été mis en œuvre en mode discontinu afin d'extraire l'ammoniac (composé volatil selon l'invention) d'un effluent aqueux riche en carbonate de calcium et en hydroxyde de magnésium chauffé à 60°C.

L'effluent est issu de la digestion de déchets solides et présente un extrait sec de 3300 mg/L et un pH de 8,3 et a une température de 20°C.

Sa pression d'ébullition est proche de 20 000 Pa absolu à 60°C.

Il contient :

- 450 mg/L de H ₄ ⁺ ;

- 75 mg/L de Ca,

- 230 mg/L de K

- 75 mg/L de Mg,

- 500 mg/L de Na - 700 mg/L de Cl

- 0,5 mg/L de Cu

- 1,150 mg/L de Fe

- 320 mg/L de S0 ₄ -16 mg/L de N0 ₃ ^"

-1550 mg/L de C0 ₃ ^2"

Le réactif utilisé pour favoriser la précipitation en modifiant le pH est la soude à 30,5%.

A pH 9,5 le sel précipité obtenu est donc le carbonate de calcium et à pH 11 du carbonate de calcium et du Mg(OH) ₂ (hydroxyde de magnésium).

Le gaz vecteur est de l'air. Le contact du gaz vecteur avec l'effluent se fait au sein du réacteur par microbullage avec une canne d'injection.

Différentes conditions de pH (9,5 et 11), différentes conditions de pression (pression atmosphérique, 101 300; 37 000, 55 000, 27 000, 28 000, 25 000 Pa) et différents ratio gaz vecteur/ effluent ont été testés (débits d'air : 4 ; 7 ; 10 ; 11; 12; 34 L/h, ce qui correspond à des ratios gaz-liquide compris entre 4 et 76 L/L).

Le taux de solide au sein du réacteur est de 0,4g/L à pH 9,5 et de 0,5g/L à pH 11.

Le matériel utilisé est représenté à la figure 1 et est le suivant :

- Réacteur 0,5L en verre muni d'un agitateur contenant l'effluent

- Plaque chauffante

- Sonde de température 0-300°C

- Manomètre 0-1 bar abs équipé vanne régulation mécanique pour contrôle de pression

- Pompe à vide max 50 mbar abs

L'injection de réactifs se fait par micropipette.

La mesure NH ₃ est mise en œuvre par spectrophotométrie HACH LANGE. Le temps de séjour hydraulique dans le réacteur est compris entre 0 et 130 minutes.

Les résultats sont présentés dans la figure 2.

Une approche calculatoire théorique a également été réalisée afin de confirmer les résultats et aider à la conduite optimale du procédé. Les résultats obtenus sur ce stripage (stripping) ammoniac montrent que les rendements d'élimination de l'ammoniac à une température fixe augmentent significativement avec la montée en pH. Il est donc plus avantageux de travailler à haut pH s'il n'y a pas de contrainte économique ou chimique à l'ajout d'un composé alcalin (chaux ou soude). Il a pu être montré par exemple que le choix du pH de travail influence particulièrement la nature des sels précipités et qu'il était possible de trouver des compromis entre la nature des précipités souhaités (en fonction de la qualité du liquide à traiter) et le couple pression/ratio gaz-liquide pour maintenir un abattement de l'ammoniac supérieur à 50% en poids.

L'influence de la température et du pH sur le stripage (stripping) de l'ammoniac étant bien connue sur les performances d'élimination de l'ammoniac, l'attention a porté sur le couple pression / ratio gaz-liquide.

Il a pu être montré en particulier que la diminution de pression seule ne permettait pas l'élimination de l'ammoniac du liquide sauf si cette pression se rapproche avantageusement du point d'ébullition du mélange eau-ammoniac (cas du stripage (stripping) à la vapeur).

Pour obtenir des performances intéressantes d'élimination de l'ammoniac avec comme gaz vecteur l'air les résultats ont montré qu'un bon compromis était de maintenir une pression suffisamment proche de la pression d'ébullition du liquide (c'est à dire une pression de fonctionnement de 25 000 Pa et donc avec un delta de 5000Pa correspondant à un écart de température de 5°C sur l'ébullition de l'eau (-5°C par rapport à l'ébullition)) et d'augmenter le ratio volumique gaz-liquide. Un très faible apport de gaz vecteur permet dans la plupart des essais d'obtenir des rendements d'élimination de 50% en poids (à 60°C, ratio volumique gaz - liquide (G-L) de l'ordre de 20 à pH élevé de 11 et un ratio G-L de l'ordre de 60 à un pH proche de 9,5)

Les essais montrent par extrapolation que même à pH relativement faible pour un stripage (stripping) ammoniac conventionnel (pH 9,5), il est possible d'obtenir des rendements d'élimination du NH ₃ supérieur à 70% en poids avec des ratios gaz-liquide de l'ordre de 80, ces ratios étant 10 fois inférieurs comparés aux ratios conventionnels utilisés à pression atmosphérique pour des rendements similaires.

Grâce au modèle numérique conçu, une extrapolation est possible pour obtenir des rendements supérieurs par augmentation du ratio Gaz-Liquide. Outre le fait que les rendements de stripage (stripping) du composé volatil dissous soient comparables entre les technologies sous vide et les technologies à pression atmosphérique, la possibilité de pouvoir stripper et précipiter simultanément dans le réacteur un ou plusieurs sels sélectivement est un avantage. Dans les essais cette précipitation dans le réacteur a été réalisée par le contrôle du pH (ajout de soude comme réactif pour la précipitation du CaCO ₃ ou Mg(OH) ₂ ). Cette précipitation contrôlée n'est pas envisageable dans les technologies de stripage (stripping) conventionnelles à garnissage ou à plateaux. Dans d'autres applications l'ajout d'autres réactifs dans le réacteur afin de valoriser d'autres sels dissous est donc possible.

Exemple 2 :

Le procédé testé au laboratoire a été mis en oeuvre en mode continu sur pilote à échelle semi-industrielle afin d'extraire l'ammoniac (composé volatil selon l'invention) d'un effluent aqueux riche en carbonate de calcium, phosphate de calcium et struvite (sels inorganiques selon l'invention).

L'effluent est issu d'un méthaniseur (digestion de déchets solides et liquides) et présente un extrait sec de 60000 mg/L et un pH de 8,3. L'effluent en sortie de méthaniseur a une température proche de 35°C.

Sa pression d'ébullition est proche de 20 000 Pa absolu à 60°C.

II contient :

- 5570 mg/L de NH ₄ ⁺ ;

- 150 mg/L de Ca,

- 780 mg/L de K

- 6 mg/L de Mg,

- 660 mg/L de Na

- 790 mg/L de Cl

- 280 mg/L de PO4 - 19290 mg/L de C0 ₃ ^2"

Aucun réactif n'a été utilisé pour favoriser la précipitation ou le stripage (stripping) de l'ammoniac.

L'effluent est déjà saturé en sel dissout et les précipités obtenus sont le carbonate de calcium et la struvite.

Le gaz vecteur utilisé est l'air. Le contact du gaz vecteur avec l'effluent se fait au sein d'un réacteur agité par agitateur à pales. Le débit de recirculation au sein du réacteur induit par l'agitateur assurant le mélange est égal à 50 et 150 m ³ /h par m ³ de liquide dans le réacteur, l'air est injecté avec une canne d'injection percée.

Différentes conditions de pression (50 000, 35 000, 22 000, 20 000 Pa) et différents ratio Litre de gaz vecteur / Litre d'effluent ont été testés (50, 100 et 200).

Le taux de solide au sein du réacteur est de 52g/L à pH 8,34

Le matériel utilisé est conforme à la figure 1 et est le suivant :

- Réacteur 400 L en acier inox contenant l'effluent

- Un agitateur mécanique résistant au vide

- Une chaudière vapeur basse pression

- Sonde de température 0-150°C

- Manomètre 0-1 bar abs équipé

- Vanne régulation automatique pour contrôle de pression

- Pompe à vide max 50 mbar abs

La mesure NH ₃ est mise en œuvre par spectrophotométrie HACH LANGE.

Le temps de séjour hydraulique dans le réacteur est de 150 minutes.

Les résultats sont présentés dans la figure 3.

Une approche calculatoire théorique a également été réalisée afin de confirmer les résultats et aider à la conduite optimale du procédé.

Les résultats obtenus sur ce stripage (stripping) ammoniac confirment que les rendements d'élimination de l'ammoniac à une température fixe (55°C) et pH fixe (de 8,3) augmentent significativement avec la diminution de pression ou l'augmentation du ratio Gaz / Liquide. Dans notre cas sur une échelle semi industrielle, et en comparaison aux essais laboratoires, il a été plus avantageux de travailler avec un ratio gaz liquide de 100 Litres de Gaz/ Litre d'effluent et une pression inférieure à 22 000 Pa pour maintenir un abattement de l'ammoniac supérieur à 50% en poids.

Il a pu être confirmé que si les ratios gaz liquides sont faibles il est nécessaire d'abaisser la pression au plus proche du point d'ébullition du mélange eau-ammoniac ou envisager le stripage (stripping) à la vapeur ou encore envisager une élévation de pH (uniquement valable dans ce cas de stripage (stripping) de l'ammoniac)

Les essais confirment que même à pH relativement faible pour un stripage (stripping) ammoniac conventionnel (pH 8,3), il est possible d'obtenir des rendements d'élimination du NH ₃ supérieur à 60% en poids avec des ratios gaz-liquide de l'ordre de 100, ces ratios étant 10 fois inférieurs comparés aux ratios conventionnels utilisés à pression atmosphériques pour des rendements similaires.

Les résultats de ces essais ont permis de corriger le modèle numérique par rapport à l'idéalité, une extrapolation est désormais possible pour obtenir des rendements supérieurs par augmentation du ratio Gaz-Liquide ou légère diminution de la pression ou augmentation du pH ou encore par légère modification de la température.

Grâce à l'agitation mécanique en place aucun encrassement de nos systèmes de diffusion ou du réacteur n'a été constaté au cours des essais (plusieurs mois).

Outre le fait que les rendements de stripage (stripping) du composé volatil dissous soient comparables entre les technologies sous vide et les technologies à pression atmosphérique, la possibilité de pouvoir stripper et précipiter simultanément dans le réacteur un ou plusieurs sels ou gérer des concentration de solide élevées (50 000 à 60 000mg/L dans notre cas d'étude) constitue un net avantage par rapport aux colonnes à garnissage ou plateaux qui ne tolèrent pas les charges élevées en matières solides en suspensions.