EP2925424A1 - Procede de sechage de gaz humide par dessicants et de regeneration des dessicants par gaz de synthese pour mise en oeuvre de la reaction de gaz a l'eau - Google Patents

Procede de sechage de gaz humide par dessicants et de regeneration des dessicants par gaz de synthese pour mise en oeuvre de la reaction de gaz a l'eau

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EP2925424A1
EP2925424A1 EP13820954.9A EP13820954A EP2925424A1 EP 2925424 A1 EP2925424 A1 EP 2925424A1 EP 13820954 A EP13820954 A EP 13820954A EP 2925424 A1 EP2925424 A1 EP 2925424A1
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EP
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reactor
desiccants
gas
synthesis gas
water
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Application number
EP13820954.9A
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Geert Haarlemmer
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Commissariat a lEnergie Atomique et aux Energies Alternatives CEA
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Publication date
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Definitions

  • the present invention relates to a method of drying wet gas by means of desiccants and desiccant regeneration according to which adsorption of water contained in a wet gas is carried out by circulating it on at least one bed of desiccants.
  • a preferred application aimed at is the drying of biomass and, more generally of carbonaceous material feedstock, in a thermochemical conversion process with a view to producing a fuel or a fuel, in particular a liquid fuel, or another product of synthesis by gasification in a gasification reactor.
  • Another preferred application is the forced drying of organic waste to form compost.
  • the invention makes it possible to increase the energy efficiency of the wet gas drying process in itself and more particularly to increase the energy efficiency of a global process incorporating the drying process, such as a thermochemical conversion process of biomass by gasification.
  • the synthesis gas used in the process according to the invention can also be produced by methane reforming or by partial oxidation of methane.
  • drying method according to the invention can equally well be implemented for a natural gas.
  • ambient air means the usual meaning of the expression, namely air directly from the external environment.
  • thermochemical biofuel (BtL) plants In many industrial sites, it is necessary to dry a wet gas, including ambient air. Notable industrial sites include thermochemical biofuel (BtL) plants, composting sites, as well as drying facilities for wood or other products.
  • BtL thermochemical biofuel
  • Composting of biomass is a slow degradation by aerobic microorganisms. This process can be done either in a building for industrial composting, under relatively controlled conditions, or in a typical pile in a garden, under less well-controlled conditions.
  • composting in a building outdoor air more or less cold and wet depending on the season and the hours of the day is allowed in the building and is extracted permanently to be rejected after cleaning.
  • the compost is sifted then sold.
  • Sieving rejects are landfilled or burned in an incinerator. When air reaching and present in the building is cold and very humid, the air can not absorb the water released by the compost. Also, it is difficult to dry the mixture, and in fact the compost remains wet and sieving is more difficult to achieve. Sometimes a thick fog may be formed causing more than delicate working conditions.
  • BtL Biomass to Liquid factories
  • BtL plants are factories intended to implement a process for the thermochemical conversion of biomass by gasification in order to produce a liquid fuel.
  • These BtL plants have already been widely described with a large number of economic data both in investment and production cost: [1], [2].
  • the BtL plants that are currently being designed are demonstration projects that aim to test and validate the entire technological chain of the thermochemical conversion process.
  • the first stage of implementation or process in its own right consists of drying the wet biomass. In fact, the moisture of freshly collected biomass is typically between 30 and 50%, this initial rate of humidity varying according to the type of biomass, the collection period and the location where the biomass is stored.
  • Air dryers known as refrigerators
  • air dryers work by compressing the air and then cooling the compressed air to a temperature below its dew point.
  • cooling is provided by Peltier machines.
  • cooling is done by integrating a heat pump [7].
  • the dew point temperature is generally 2 ° C or 10 ° C.
  • the inventor considers that to be really advantageous, such driers must have a dew point of the air dried at a temperature of the order of -20 ° C. This implies a significant energy cost.
  • the so-called activated alumina is produced by de-hydroxylation and in particular has the characteristic of being porous or even very porous, typically with a specific surface area of between 50 and 400 m 2 / g, which gives it a high adsorption capacity.
  • the air drying with activated alumina is for example described in patent applications EP0039504 and EP0922482 and in publications [9], [10].
  • Activated alumina is in the form of beads. Two activated alumina beds are generally used for air drying, one for moisture absorption and the other for regeneration. The regeneration can be done either by depressurization (PSA) or by temperature variation (TSA, acronym for "temperature swing adsorption").
  • regeneration Thermal is made at 160 ° C dry gas, or 220 ° C wet gas.
  • the major advantages of activated alumina air drying are its reliability and efficiency in drying air to dew points at very low temperatures.
  • the regeneration of activated alumina requires a lot of energy: [11].
  • alkaline doped alumina can adsorb acid gases such as H 2 S and / or catalyze the so-called water gas reaction (WGS). water gas shift ”) at a temperature around 400 ° C.
  • WGS water gas reaction
  • the general object of the invention is to overcome at least some of the disadvantages of the state of the art of drying a wet gas, more generally humid ambient air, in particular by reducing the energy cost required.
  • a particular aim is to propose a method for drying wet gas which makes it possible to increase the energy efficiency of a global process incorporating said drying process, such as a method of thermochemical conversion of the biomass by gasification.
  • the subject of the invention is a method for drying wet gas by means of desiccants and regeneration of desiccants, comprising the following steps:
  • the WGS reaction is carried out on desiccants already loaded with water, instead of implementing the WGS reaction by introducing into a dedicated reactor, a mixture of water vapor and carbon dioxide gas. synthesis (syngas).
  • the invention reduces the energy cost of air drying compared to state of the art techniques because it is not necessary to produce as much water vapor and reduces the amount of air required in the biomass dryer.
  • the process is particularly advantageous in a general gasification thermochemical conversion process in which it is necessary both to dry air to dry the input bio mass and to carry out the WGS reaction downstream of the gasification reactor.
  • the synthesis gas from the gasification can be cooled to the appropriate temperature, preferably around 200 to 250 ° C, to regenerate the desiccants.
  • the carbon monoxide then reacts with the water present in the desiccants to form CO2 carbon dioxide, H2 hydrogen and heat.
  • the heat is consumed to release the adsorbed water in desiccants. No other source of heat is needed for regeneration.
  • the ratio [H2] / [CO] obtained at the outlet of a gasification reactor is variable according to the type of reactor: with water vapor as a gasifying agent, it is thus generally between 1: 0.7 and 1: 1 at the outlet of a driven flow reactor and greater than 1: 1.5 in a fluidized bed reactor.
  • the ratio [H2] / [CO] necessary for the implementation of the synthesis of a fuel or other synthesis product must be precise and it varies according to the type of synthesis reaction.
  • the input ratio [H2] / [CO] must be equal to 2.1: 1.
  • a further WGS reaction to that causing the regeneration of the desiccants can be advantageously provided to obtain an exact ratio [H2] / [CO] necessary for the synthesis of a liquid fuel or synthetic product.
  • the desiccants according to the invention are preferably chosen from an activated alumina, a zeolite, a silica gel or an activated carbon.
  • activated alumina is still preferred. Indeed, activated alumina inherently has a considerable adsorption capacity, without the regeneration according to step b / is complicated.
  • Another advantage of using alumina is the ease with which it is doped or loaded with a catalyst that facilitates the reaction of gas with water.
  • a catalyst that facilitates the reaction of gas with water.
  • the heat energy required to heat the alumina is about 380 kW at a heating temperature of the order of 200 ° C. commonly available at the outlet of the gasification reactor.
  • the energy required for the regeneration of activated alumina can therefore be estimated at about 1.7 MW, a value that can be fully provided by the WGS reaction.
  • step b / is carried out by activated alumina impregnated with a catalyst.
  • the catalyst is based on molybdenum sulphide (MoS), cobalt and molybdenum sulphide (CoMoS) or iron oxide.
  • MoS molybdenum sulphide
  • CoMoS cobalt and molybdenum sulphide
  • iron oxide iron oxide.
  • MoS molybdenum sulphide
  • the catalyst can be advantageously chosen for its resistance to H 2 S in the synthesis gas if it is present, thereby avoiding an expensive purification step.
  • Cobalt and molybdenum sulphide (CoMoS) is particularly advantageous since it is resistant to PH 2 S, active at temperatures around 200 ° C., and inexpensive. It is It is also possible to catalyze the WGS reaction according to step b / with alumina doped with alkaline salts at a temperature around 400 ° C.
  • steps a / and b / of the process according to the invention can be carried out continuously or discontinuously.
  • the desiccants can circulate in the form of a fluidized bed, and advantageously still on a fixed bed of catalyst.
  • Desiccants such as activated alumina, are preferably in the form of beads, which allows easier circulation.
  • Step b / is preferably carried out with a synthesis gas whose temperature is between 160 ° C. and 250 ° C., preferably at about 200 ° C., temperatures that can easily be reached by cooling at the outlet of the gasification reactor. .
  • a cleaning step of the synthesis gas is carried out before or after step b /.
  • step a / the desiccants are swept by circulating an inert gas, such as CO 2, nitrogen or another inert gas.
  • an inert gas such as CO 2, nitrogen or another inert gas.
  • the synthesis gas of step b / according to the invention can be produced by reforming methane or by partial oxidation of methane or gasification of a carbonaceous material feedstock.
  • the wet gas that can be dried according to the invention can be either a natural gas or ambient air.
  • the synthesis gas from step b / can then after possible purification, be used for the production of hydrogen, in the synthesis of fuels (bio-fuels) or be used to make electricity in an engine or turbine gas.
  • step b / possible sequence of the WGS reaction according to step b / in a complete plant for the production of hydrogen, or for the production of liquid biofuels.
  • the invention also relates to a method of forced drying of organic waste intended to constitute compost, by means of the ambient air dried in accordance with step a / of the method which has just been described.
  • the invention also relates to a process for the thermochemical conversion of a feedstock of carbonaceous material into a synthesis gas for producing a fuel or a fuel, in particular a liquid fuel, or another synthetic product, comprising the following steps:
  • the charge of carbonaceous material is preferably lignocellulosic biomass.
  • the gasification reaction can be carried out at temperatures comprised
  • the gasification reactor is a fluidized bed type reactor, the gasification reaction being carried out at temperatures between 800 and 950 ° C.
  • the gasification reactor is a flow-type reactor driven, the gasification reaction being carried out at temperatures between 1200 and 1600 ° C.
  • a synthesis according to the Fischer-Tropsch process followed by hydrocracking is carried out downstream of step b / to produce liquid fuel of the diesel or kerosene type.
  • the invention finally relates to an installation continuously implementing the method (s) described above, comprising:
  • a second reactor the inlet of which is connected to a synthesis gas circuit; circulating means for circulating the desiccants respectively inside the first reactor, from the first reactor to the second reactor and vice versa; versa, and inside the second reactor, so as to implement the adsorption of the water contained in the wet gas in the first reactor, the regeneration of desiccants by the synthesis gas on desiccants saturated at least partially and the so-called WGS reaction of gas-to-water reaction between the carbon monoxide present in the synthesis gas and the water present in the desiccants in the second reactor.
  • desiccants are in the form of beads
  • the circulation means inside the first reactor comprise guides without a catalyst, fixed inside the first reactor, to allow gravity circulation of the balls from the upper part from the first reactor in which they are unsaturated to the lower part of the first reactor in which they are saturated,
  • the circulation means of the first reactor to the second reactor comprise a first fluidization device of the balls, connected on the one hand to the first reactor and on the other hand to the second reactor by a pneumatic transfer line, the circulation means inside the second reactor comprise guides containing catalysts, fixed inside the second reactor, to allow gravity circulation of the balls from the upper part of the second reactor in which they are saturated up to the lower part of the first reactor in which they are regenerated,
  • the circulation means of the second reactor to the first reactor comprise a second fluidization device for the balls, connected on the one hand to the second reactor and on the other hand to the first reactor by a pneumatic transfer line comprising at least one pressurized transfer chamber to store the regenerated balls under pressure.
  • FIG. 1 is a schematic view of the principle of a part of a thermochemical conversion of carbonaceous material feed gasification continuously implementing a drying process according to the state of the art;
  • Figure 2 is a schematic view of the principle of a part of a thermochemical conversion of carbonaceous material feed gasification continuously implementing a drying process according to the invention
  • FIG. 3 is a detailed view showing an advantageous embodiment of a continuous installation according to FIG. 2.
  • reactor used hereinafter may relate to several reactors operating in parallel.
  • FIG. 1 The comparative example of the installation according to the state of the art is shown in FIG. 1, whereas example 1 relating to the installation according to the invention is represented in FIG.
  • the continuous installations 1 represented each implement a method of a gasification of biomass for the synthesis of a synthetic fuel.
  • lignocellulosic biomass originating from a suitable storage tank continuously feeds a biomass dryer 2 of the conveyor belt type.
  • FICFB type circulating fluidized bed
  • the fluidized bed reactor 3 can preferably operate between 800 and 950 ° C. and at pressures approximately of the order of atmospheric pressure.
  • the reactor 3 can also be a driven flow type reactor (RFE), preferably operating at temperatures typically between 1400-1600 ° C and at high pressures, typically between 5 and 80 bars.
  • RFE driven flow type reactor
  • a raw mixture of synthesis gas comprising, for the majority species of CO, C0 2 , H 2 0 and H 2, is emitted.
  • a bio mass gasification in a driven flux reactor 3 without addition of steam produces a synthesis gas containing about 50-70 mol% CO, 3-15 mol% H 2, 1-8 mol% CO 2 and the like. -35 mol% H 2 O.
  • the synthesis gas is cooled after the reactor in the heat recuperator to be usable downstream. It is specified that the exchanger adapted to cool the gas is integrated in the gasifier and is not shown as such in the figures.
  • a reactor 4 Downstream of the gasification reactor 3, there is arranged a reactor 4 adapted to perform the gas-to-water reaction (WGS).
  • WGS gas-to-water reaction
  • a synthesis gas is emitted with a ratio [H2] / [CO] necessary for the synthesis of a liquid fuel or synthesis product, in particular for a liquid fuel obtained by Fischer Tropsch synthesis.
  • the bio mass dryer 2 it is dried by drying air.
  • the ambient air is sent to a heater 5 and is heated by low pressure steam.
  • the air leaving the heater 5 has a relative humidity decreased compared to the ambient air entering the heater 5.
  • a low pressure condensate also exits the heater 5.
  • the installation 1 according to the invention differs from the installation according to the state of the art (FIG. 1) in that it furthermore comprises:
  • a reactor 7 whose inlet is connected to the outlet of the gasification reactor 3 and the outlet is connected to the reactor 4 for implementing the WGS reaction.
  • the reactor 6 is filled with a bed of activated alumina beads, comprising a catalyst or not, to carry out a step a / adsorption of the water contained in the ambient air.
  • the ambient air is dehydrated before being heated by the low pressure steam.
  • Drier air input has greater drying capacity in the dryer.
  • the reactor 7 is regularly filled with a bed of activated alumina beads saturated beforehand in the reactor 6 to perform a step b / of regeneration of the balls, provided with a catalyst or not, by circulating the synthesis gas from the gasification reactor 3 on said saturated beads so as to also implement the so-called reaction reaction of water gas (WGS acronym for "Water Shift Gas”).
  • WGS Water Shift Gas
  • the two saturated and regenerated activated alumina beds are exchanged at regular time intervals.
  • the synthesis gas from the gasification reactor 3 and which enters the regeneration reactor 7 of activated alumina beads has a temperature around 220 ° C.
  • thermodynamic operating conditions of the two installations 1 that have just been described was carried out using ProSim Plus ® industrial process simulation software: [12].
  • alumina slightly adsorbed at a ratio of 10 to 30%> of its mass in water.
  • the density is typically 800 kg / m 3 .
  • Ratio H 2 CO at the reactor inlet 4 1: 0.76 1: 1.31
  • the low pressure water vapor economy is equal to about 31 t / h, which represents about 20 MW of heat consumption.
  • the gain in water vapor can bring about a gain in electricity of about 5 MW.
  • step a / adsorption of water by activated alumina releases substantially heat.
  • This released heat can be reasonably estimated at about 3.5 MW.
  • the heat of the same order of magnitude is 3.5MW required to perform the step b / regeneration can be fully provided by the WGS reaction.
  • the required power gain obtained thanks to the invention is proportional to the relative humidity level and the ambient air temperature.
  • the energy gain is mainly due to the lower airflow required because the air has a high adsorption capacity of water.
  • the temperature has less impact than the relative humidity level.
  • FIG. 2 An installation according to the invention (FIG. 2) requires less heat for the production of liquid fuel than a plant according to the state of the art (FIG. 1) and that the energy gain obtained depends on the temperature and pressure conditions of ambient air, which is the input gas for biomass drying.
  • the following example 2 is carried out as for the installation of FIG. 2 but with data from real conditions as they exist to date for a liquid fuel production plant from lignocellulosic biomass initiated. by the plaintiff with industrial partners.
  • This example 2 also makes it possible to give an indication of the quantities required for the activated alumina balls as desiccants and for the synthesis gas necessary for their regeneration.
  • a gasification of a flow rate of 2 tonnes of dry mass per hour produces a synthesis gas of composition 63 mol% CO, 13 mol% H2, 2 mol% CO2 and 23 mol% H2O and of sufficient quantity to consume 1600 kg / h of water from
  • the input flow is equal to 15.5 t / h of lignocellulosic biomass, in the form of forest chips, having a relative humidity of 40%.
  • This biomass is dried until it reaches a relative humidity of 15%, ie a flow rate of 10.8 t / h.
  • the air required for drying is ambient air taken outside at 10 ° C and a relative humidity of 70%. The drying air is heated to
  • the exit air of the biomass dryer thus exits at a temperature of 42 ° C. with a relative humidity level equal to 50%, ie 2.75% mass of water. Under these conditions, the drying of the biomass and thus the heating of the drying air requires a power of 6.4 MW of the low pressure water vapor.
  • the drying of the ambient air by adsorption of the water by the alumina balls can make it possible to go from a relative humidity of 70% to 20%. %, ie a condensation of a flow rate of 800 kg / h of water.
  • This condensation produces 0.5 MW of heat that can be returned to the air.
  • the activated alumina balls have a specific heat capacity Cp of the order of 1000 J / kg / ° C.
  • Cp specific heat capacity
  • the alumina balls in the reactor 7 have a temperature close to the inlet air temperature of 20 ° C.
  • the heat stored in the alumina is about 0.15 MW and transferred to the air.
  • the drying of the ambient air generates 0.65 MW of heat produced during the regeneration of the alumina balls.
  • a flow rate of synthesis gas of the order of 18,000 kg / h is available at the outlet of the gasification reactor 3.
  • the regeneration of saturated alumina balls with a flow rate of synthesis gas is of the order of 3000 kg / h, ie a proportion of 16% with respect to the available flow rate.
  • the drying air flow rate in the biomass dryer 2 can be reduced by 15%, the drier air obtained according to the invention involving a smaller amount to dry more biomass.
  • the saving achieved by the invention on the air flow is 15% on a power requirement initially equal to 6.4MW, or about 1MW. This saving represents more than 2% of the total energy load of the plant which is 45MW.
  • FIG. 1 An advantageous embodiment of circulation circulating bed of activated alumina beads is shown in FIG.
  • the respective reactors 6 for water adsorption and 7 for regeneration of the alumina balls are arranged vertically and are interconnected by circulation means described in detail below.
  • the alumina balls circulate continuously by gravity in each of the reactors 6 and 7 and from one to the other passing from their saturated state to their regenerated state.
  • Guides 60 in the form of hollow parts, devoid of catalyst, are fixed inside the adsorption reactor 6.
  • a first device 8 for fluidization of the balls is connected on the one hand to the lower part of the reactor 6 and on the other hand to the upper part of the reactor 7 via a pneumatic transfer line 9.
  • the catalysts consist of cobalt and molybdenum sulphide (CoMoS) active at temperatures around 200 ° C, or substantially the temperature at which the synthesis gas from the gasification reactor 3 enters the reactor 7 .
  • CoMoS cobalt and molybdenum sulphide
  • a second device 10 for fluidizing the balls is connected on the one hand to the lower part of the regeneration reactor 7 and on the other hand to the upper part of the adsorption reactor 6 via a pneumatic transfer line 11.
  • a pressurized transfer chamber 12 for storing the regenerated balls under pressure.
  • a valve 13 may be provided between the transfer chamber 12 and the inlet of the adsorption reactor 6 to regulate the flow of the balls entering the latter.
  • the operation of the continuous flow system of the alumina beads is as follows.
  • the alumina balls circulate by gravity from the top to the bottom of the adsorption reactor 6 against the current of the humid ambient air to be dried. During their circulation in this reactor 6, the alumina balls adsorb the water contained in the ambient air, which dries it.
  • the saturated alumina balls are fluidized by the device 8 and sent to the upper part of the regeneration reactor 7. They circulate by gravity inside this reactor 7, while being regenerated by the synthesis gas from the reactor of gasification 3. The catalysts accelerate the regeneration so that in the lower part of the regeneration reactor 7 the balls are completely regenerated.
  • the following example 3 is described in connection with an air drying installation before admission to a composting building.
  • a major problem in composting buildings is the humidity of the air.
  • the air drying according to the invention makes it possible here to facilitate the composting process.
  • a forced drying of organic waste intended to constitute compost is carried out by means of ambient air dried by adsorption on a bed of alumina beads.
  • the data given below are in part those of an existing composting facility.
  • drying of the ambient air is carried out to obtain air at 30 ° C., saturated at 100% (0.027 kg H 2 0 / kg dry air) with a flow rate of 200 kNm 3 / h.
  • Screening rejects ie quantities of organic waste that can not be used as compost after the sieving operation, can provide a thermal power of about 1.7 MW to burn them in a wet state , or 2.5MW after drying.
  • a quantity of approximately 1600 kg H 2 0 / h is required to remove air in order to have a dew point at a temperature of -20 ° C., which corresponds to an ambient air with 0.01 kgH 2 O / kg. dry air, ie a relative humidity of less than 10% at 10 ° C.
  • step b / of regeneration is carried out with a synthesis gas resulting from the gasification of the sieving refusals, the water present in the saturated alumina balls reacts. with CO in the WGS reaction. This WGS reaction then releases a thermal power of about 1.3 MW.
  • This value corresponds to the heat necessary to evaporate the flow rate 1600 kg / h H 2 0 free. Also, the additional heat required is limited to the heating of the alumina and the difference between the heat necessary for the evaporation of the water and the drying of the alumina, that is to say 0, 4 MW. Thus, more than 90% water in the alumina is converted to hydrogen H2.
  • the regenerated hot alumina is cooled with ambient air during drying.
  • a thermal power of 0.4 MW is used to heat the air. If this heat is dissipated in the air, with a flow rate of 200 kNm 3 / h and taking into account the specific heat capacity Cp of the alumina of the order of 1000 J / kg / ° C, the temperature of the air increases by 6 ° C.
  • This temperature increase of 6 ° C. is advantageous for the composting process.
  • the air drying system according to the invention can be used to the conversion of other charges of carbonaceous material (coal, pet coke, organic waste ).

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Abstract

L'invention concerne un procédé et une installation de séchage de gaz humide au moyen de dessicants et de régénération des dessicants, le procédé comportant les étapes suivantes : • a) adsorption de l'eau contenue dans un gaz humide en le faisant circuler sur au moins un lit de dessicants, • b) régénération des dessicants en faisant circuler un gaz de synthèse sur les dessicants saturés au moins partiellement de sorte à mettre en oeuvre la réaction dite de réaction de gaz à l'eau.

Description

PROCEDE DE SECHAGE DE GAZ HUMIDE PAR DESSICANTS ET DE REGENERATION DES DESSICANTS PAR GAZ DE SYNTHESE POUR MISE EN ŒUVRE DE LA REACTION DE GAZ A L'EAU
Domaine technique
La présente invention concerne un procédé de séchage de gaz humide au moyen de dessicants et de régénération des dessicants selon lequel on réalise une adsorption de l'eau contenue dans un gaz humide en le faisant circuler sur au moins un lit de dessicants.
Une application préférée visée est le séchage de la biomasse et, plus généralement de charge de matière carbonée, dans un procédé de conversion thermochimique en vue de produire un combustible ou un carburant, notamment un carburant liquide, ou un autre produit de synthèse par gazéification dans un réacteur de gazéification.
Une autre application préférée visée est le séchage forcé de déchets organiques destinés à constituer du compost.
L'invention permet d'augmenter le rendement énergétique du procédé de séchage de gaz humide en lui-même et plus particulièrement d'augmenter le rendement énergétique d'un procédé global intégrant le procédé de séchage, tel qu'un procédé de conversion thermochimique de la biomasse par gazéification.
Bien que décrit ci-après en référence à une production par gazéification d'une charge de matière carbonée, le gaz de synthèse (mélange de monoxyde de carbone et de l'hydrogène) utilisé dans le procédé selon l'invention peut être également produit par reformage de méthane ou par oxydation partielle de méthane.
De même, bien que décrit en référence à de l'air ambiant humide, le procédé de séchage selon l'invention peut tout aussi bien être mis en œuvre pour un gaz naturel.
On précise ici et dans le cadre de l'invention que par « air ambiant», on entend le sens usuel de l'expression, à savoir l'air provenant directement du milieu extérieur.
Etat de la technique
Dans bon nombre de sites industriels, il s'avère nécessaire de sécher un gaz humide, notamment l'air ambiant. Parmi les sites industriels notables, on peut citer les usines de biocarburants par voie thermochimique (BtL), sites de compostage, mais aussi les installations de séchage du bois ou d'autres produits.
Le compostage de la biomasse est une dégradation lente par des micro- organismes en aérobie. Ce procédé peut se passer soit dans un bâtiment pour le compostage industriel, dans des conditions relativement maîtrisées, soit dans un tas typiquement dans un jardin, dans des conditions moins bien maîtrisées. Dans le cas d'un compostage dans un bâtiment, l'air extérieur plus ou moins froid et humide en fonction de la saison et des heures de la journée est admis dans le bâtiment puis est extrait en permanence pour être rejeté après nettoyage. Le compost est tamisé puis vendu. Les rejets de tamisage sont mis dans une décharge ou brûlés dans un incinérateur. Quand l'air parvenant et présent dans le bâtiment est froid et très humide, l'air ne peut pas absorber l'eau dégagée par le compost. Aussi, il s'avère difficile de sécher le mélange, et de fait le compost reste humide et le tamisage est plus délicat à réaliser. Parfois, il se peut qu'un épais brouillard se forme causant des conditions de travail plus que délicates.
Les usines dites « Biomass to Liquid », désignées sous l'acronyme anglais BtL sont des usines destinées à mettre en œuvre un procédé de conversion thermochimique de la biomasse par gazéification en vue de produire un carburant liquide. Ces usines BtL ont déjà été largement décrites avec un grand nombre de données économiques tant en investissement qu'en coût de production : [1], [2]. Les usines BtL qui sont actuellement conçues sont des projets de démonstration qui visent à tester et valider toute la chaîne technologique du procédé de conversion thermochimique. La première étape mise œuvre ou procédé à part entière consiste en un séchage de la biomasse humide. En effet, l'humidité de la biomasse fraîchement collectée est typiquement comprise entre 30 et 50%, ce taux initial d'humidité variant en fonction du type de biomasse, de la période de collecte et de l'endroit où est stockée la biomasse.
Il a déjà été prouvé que l'eau contenue dans la biomasse réduit fortement le rendement de gazéification du fait que cela implique la génération de vapeur d'eau inutile et une évaporation de l'eau nécessaire dans le réacteur de gazéification. En outre, il est d'ores et déjà admis que le séchage naturel de la biomasse ne peut être réellement envisagé dans une application industrielle compte tenu du temps nécessaire : [3], [4], [5]. En d'autres termes, à l'échelle industrielle seul un séchage forcé de la biomasse peut être envisagé. Il semble de même admis que le séchage de la biomasse ligno-cellulosique en dessous d'un taux d'humidité de l'ordre de 15% s'avère inutile du fait qu'en dessous de cette valeur le bois s'avère être très hygroscopique et ré-adsorbe l'eau lorsqu'exposé à de l'air durant son transfert vers le réacteur de gazéification et son stockage intermédiaire. En outre, l'extraction des derniers pourcents d'humidité augmente considérablement la consommation énergétique. Ainsi, il semble admis qu'un séchage de la biomasse aux alentours d'un taux d'humidité de 15% avant sa gazéification est un bon compromis en termes d'efficacité de rendement de conversion et de consommation énergétique requise.
Pour l'opération de séchage de la biomasse proprement dite, bon nombre de technologies ont déjà été éprouvées: [6]. Ces technologies peuvent être classées essentiellement en deux catégories en fonction de la nature de la source de chaleur utilisée dans les sécheurs : air ou fumée chaude ou vapeur d'eau. La technologie mise en œuvre dépend largement de la source de chaleur disponible. Un type de sécheur largement envisagé pour le séchage du bois en vue de sa gazéification est un sécheur à bande de convoyage. Le bois, typiquement sous forme de plaquettes ou copeaux de dimensions unitaires de l'ordre de 1 à 5 cm est convoyé sur des bandes de convoyage. De l'air chaud est mis en contact dans l'épaisseur du bois convoyé en général par soufflage en contre-courant mais également en courant traversant l'épaisseur du bois couche convoyé au travers des bandes de convoyage. Tel qu'actuellement envisagé, l'air est l'air ambiant pris depuis l'environnement extérieur et est chauffé à environ 130°C, souvent par de la vapeur d'eau. Ce procédé de séchage du bois s'avère long et consommateur de beaucoup d'énergie du fait de la quantité très importante d'air chaud requise. Ainsi, le procédé de séchage du bois actuellement envisagé est coûteux, plus particulièrement en énergie. Après la gazéification, le gaz de synthèse (contenant du monoxyde de carbone, de l'hydrogène entre autres) est mélangé avec de la vapeur d'eau et passé sur un réacteur de gaz à l'eau pour augmenter ca teneur en hydrogène (CO+H20 -> C02+H2). Cette réaction qui est exothermique consomme beaucoup de vapeur d'eau qui représente un coût de production considérable dans une usine.
De manière plus générale, il existe un grand nombre de technologies pour sécher l'air ou d'autres gaz. A l'échelle industrielle, plusieurs solutions existent que l'on peut détailler comme suit. Les sécheurs d'air, dits frigorifiques, fonctionnent en comprimant l'air puis en refroidissant l'air comprimé à une température inférieure à son point de rosée. Pour des relativement petites capacités, le refroidissement est assuré par des machines à effet Peltier. Pour des plus grandes capacités, le refroidissement est fait en intégrant une pompe à chaleur [7]. Avec de tels sécheurs, la température de point de rosée est généralement de 2°C ou 10°C. L'inventeur considère que pour être réellement avantageux, de tels sécheurs doivent avoir un point de rosée de l'air séché à une température de l'ordre de -20 °C. Or, cela implique un coût énergétique important.
Le séchage de l'air par l'intermédiaire de machines à absorption en particulier celles couplées à un capteur solaire a déjà été envisagé. A ce jour, il est avéré qu'un refroidissement de l'air de 30°C vers 20°C est possible, mais pouvoir descendre à une température de -20°C n'est pas certain. Il est donc difficile d'évaluer le coût énergétique réel [8].
Il est connu également de sécher le gaz naturel par absorption dans une colonne à glycol, utilisée généralement sous pression. Un lavage à glycol (tri éthylène glycol, TEG) est efficace pour un gaz sous pression pour obtenir un gaz très sec. Cette solution est la référence en tant que sécheur de gaz naturel à haute pression avec des points de rosée très bas aux alentours -20°C. Son usage à basse pression reste à démontrer, et la puissance électrique requise pour la régénération n'a pas été évaluée.
II est connu enfin de sécher l'air par adsorption en faisant circuler un flux d'air à sécher sur des dessicants, tels que de l'alumine dite activée, des zéolites ou un gel de silice connu sous le nom de silica-gel.
L'alumine dite activée est produit par de-hydroxylation et a notamment comme caractéristique d'être poreux, voire très poreux, typiquement avec une surface spécifique comprise entre 50 et 400m2/g, ce qui lui confère une grande capacité d'adsorption. Le séchage d'air par de l'alumine activée est par exemple décrit dans les demandes de brevet EP0039504 et EP0922482 et dans les publications [9], [10]. L'alumine activée se présente sous forme de billes. Deux lits d'alumine activée sont généralement utilisés pour le séchage de l'air, un pour Padsorption de l'humidité et l'autre pour la régénération. La régénération peut être faite soit par dépressurisation (PSA, acronyme anglais de « pressure swing adsorption ») soit par variation de température (TSA, acronyme anglais de « température swing adsorption »). Comme indiqué dans la publication [9], la régénération thermique, généralement faite avec une source d'air chaud, est faite à 160°C en gaz sec, ou 220°C en gaz humide. Les avantages majeurs du séchage d'air par alumine activée sont sa fiabilité et son efficacité à sécher l'air jusqu'à des points de rosée à températures très basses. En revanche, la régénération de l'alumine activée nécessite à ce jour beaucoup d'énergie : [11].
Ainsi, il apparaît que dans toutes les technologies de séchage d'air existantes, le coût énergétique est important soit en énergie électrique directe, soit en énergie thermique pour la régénération du sorbant (adsorbant ou absorbant).
Par ailleurs, il est connu de la demande de brevet WO 2010/059055 que l'alumine dopé aux alcalins peut adsorber des gaz acides tels que H2S et/ou catalyser la réaction dit de gaz à l'eau (WGS, acronyme anglais de "water gas shift") à une température aux alentours de 400°C. Dans cette demande de brevet, il est indiqué que l'eau nécessaire pour mettre en œuvre la réaction WGS est soit apportée par de la vapeur d'eau soit déjà contenu dans le gaz.
Le but général de l'invention est de pallier au moins une partie des inconvénients de l'état de l'art de séchage d'un gaz humide, plus généralement de l'air ambiant humide, notamment en diminuant le coût énergétique nécessaire.
Un but particulier est de proposer un procédé de séchage de gaz humide qui permette d'augmenter le rendement énergétique d'un procédé global intégrant ledit procédé de séchage, tel qu'un procédé de conversion thermochimique de la biomasse par gazéification.
Exposé de l'invention
Pour ce faire, l'invention a pour objet un procédé de séchage de gaz humide au moyen de dessicants et de régénération des dessicants, comportant les étapes suivantes :
a/ adsorption de l'eau contenue dans un gaz humide en le faisant circuler sur au moins un lit de dessicants,
b/ régénération des dessicants en faisant circuler un gaz de synthèse sur les dessicants saturés au moins partiellement de sorte à mettre en œuvre la réaction dite de réaction de gaz à l'eau (WGS acronyme anglais de « Water Shift Gas ») entre l'eau provenant des dessicants saturés et le monoxyde de carbone CO présent dans le gaz de synthèse. On précise que dans le cadre de l'invention la circulation du gaz de synthèse sur les dessicants saturés peut se faire aussi bien avec des dessicants en lit fixe ou eux- mêmes en lit circulant. Dans cette dernière variante, les dessicants peuvent ainsi circuler à co-courant du gaz de synthèse ou à contre-courant de ce dernier dans un réacteur.
Autrement dit, selon l'invention, on met en œuvre la réaction WGS sur des dessicants déjà chargés en eau, au lieu de mettre en œuvre la réaction WGS en introduisant dans un réacteur dédié, un mélange de vapeur d'eau et de gaz de synthèse (syngas).
Grâce à l'invention, on baisse le coût énergétique du séchage d'air par rapport aux techniques selon l'état de l'art car il n'y a pas lieu de produire autant de vapeur d'eau et on réduit la quantité d'air requise dans le sécheur de biomasse.
Le procédé est particulièrement avantageux dans un procédé global de conversion thermochimique par gazéification selon lequel il est nécessaire à la fois de sécher de l'air pour sécher la bio masse en entrée et de réaliser la réaction WGS en aval du réacteur de gazéification. Le gaz de synthèse issu de la gazéification peut être refroidi à la température adéquate, de préférence aux alentours de 200 à 250°C, pour régénérer les dessicants. Le monoxyde de carbone réagit alors avec l'eau présente dans les dessicants pour former du dioxyde de carbone C02, de l'hydrogène H2 et de la chaleur. La chaleur est consommée pour libérer l'eau adsorbée dans les dessicants. Aucune autre source de chaleur n'est nécessaire pour la régénération.
II peut cependant être nécessaire de rajouter une unité supplémentaire pour mettre en œuvre une réaction WGS supplémentaire à celle qui vient d'être décrite pour la régénération des dessicants, et ce afin d'obtenir un ratio [H2]/ [CO] précis. En effet, d'une part le ratio [H2]/ [CO] obtenu en sortie d'un réacteur de gazéification est variable en fonction du type de réacteur : avec de la vapeur d'eau en tant qu'agent gazéifiant, il est ainsi généralement compris entre 1 :0,7 et 1 : 1 en sortie d'un réacteur à flux entraîné et supérieur à 1 : 1,5 dans un réacteur à lit fluidisé. D'autre part, le ratio [H2]/ [CO] nécessaire pour la mise en œuvre de la synthèse d'un carburant ou autre produit de synthèse doit être précis et il est variable en fonction du type de réaction de synthèse. Typiquement, pour une synthèse par Fischer-Tropsch, le ratio en entrée [H2]/ [CO] doit être égal à 2,1 : 1. Aussi, une réaction WGS supplémentaire à celle provoquant la régénération des dessicants peut être prévue avantageusement pour obtenir un ratio précis [H2]/ [CO] nécessaire à la synthèse d'un carburant liquide ou produit de synthèse. Les dessicants selon l'invention sont de préférence choisis parmi une alumine activée, une zéolithe, un silicagel, un charbon activé.
Parmi ceux-ci, l'alumine activée est encore préférée. En effet, l'alumine activée a intrinsèquement une capacité d'adsorption considérable, sans que la régénération selon l'étape b/ ne soit compliquée. Un autre avantage à utiliser de l'alumine est la facilité à la doper ou la charger avec un catalyseur facilitant la réaction de gaz à l'eau. Ainsi, à titre d'exemple, pour un débit de 200 kNm3/h avec un air humide à 100 % à 10°C, conditions rencontrées fréquemment en hiver en France, il est nécessaire de capter une quantité de 1600 kg/h d'eau pour descendre à un point de rosée à -20°C, sans qu'il soit nécessaire de refroidir l'air : l'humidité relative de l'air descend alors à une valeur de l'ordre de 10%. Avec une variation de la quantité d'eau sur l'alumine activée comprise entre 10 et 30%, c'est-à-dire une quantité comprise entre 10 et 30 gramme pour 100 gramme d'alumine, il est nécessaire de disposer d'une quantité de 8000 kg alumine par heure. Dans la publication [1 1] précitée, il est indiqué une estimation de l'énergie d'adsorption de l'alumine activée à 3000 kJ/kg, soit 130% de la chaleur latente. Cela implique de disposer d'une quantité d'énergie de 1 ,3 MW pour évaporer l'eau à laquelle il faut ajouter la chaleur sensible nécessaire pour chauffer l'alumine (Cp=1000 J/Kg/K). Avec la quantité d'alumine nécessaire indiquée ci-dessus, soit 8 tonne d'alumine par heure, l'énergie thermique nécessaire pour chauffer l'alumine est d'environ 380 kW à une température de chauffage de l'ordre de 200 °C couramment disponible en sortie de réacteur de gazéification. L'énergie nécessaire à la régénération de l'alumine activée peut donc être estimée à environ 1 ,7 MW, valeur qui peut être entièrement fournie par la réaction WGS.
Selon une variante préférée, l'étape b/ est réalisée par une alumine activée imprégnée d'un catalyseur.
De préférence, le catalyseur est à base de sulfure de molybdène (MoS), sulfure de cobalt et de molybdène (CoMoS) ou d'oxyde de fer. Ces catalyseurs ont pour avantage de s'oxyder à des températures bien plus élevées que celles à laquelle l'étape b/ de régénération est réalisée. Le catalyseur peut être choisi avantageusement pour sa résistance à l'H2S dans le gaz de synthèse s'il est présent, évitant par là une étape de purification coûteuse. Le sulfure de cobalt et de molybdène (CoMoS) est particulièrement avantageux, car résistant à PH2S, actif à des températures aux environs de 200°C, et peu coûteux. Il est également possible de catalyser la réaction WGS selon l'étape b/ avec de l'alumine dopé aux sels alcalins à une température vers 400°C.
Les étapes a/ et b/ du procédé selon l'invention peuvent être réalisées en continu ou en discontinu.
Avantageusement, en continu, les dessicants peuvent circuler sous forme de lit fluidisé, et avantageusement encore sur un lit fixe de catalyseur.
Les dessicants, tels que l'alumine activée, sont de préférence sous forme de billes, ce qui permet une circulation plus aisée.
L'étape b/ est de préférence réalisée avec un gaz de synthèse dont la température est comprise entre 160°C et 250°C, de préférence à environ 200°C, températures qui peuvent être aisément atteintes par refroidissement en sortie de réacteur de gazéification.
Selon une variante de réalisation, on réalise une étape de nettoyage du gaz de synthèse avant ou après l'étape b/.
Selon une autre variante de réalisation, avant l'étape a/ on réalise un balayage des dessicants en faisant circuler un gaz inerte, tel que du C02, de l'azote ou un autre gaz inerte. Ainsi, l'oxygène éventuellement présent dans les pores des dessicants/catalyseur est chassé évitant tout risque d'explosion, par contact direct entre l'hydrogène contenu dans le gaz de synthèse et l'oxygène de l'air.
Le gaz de synthèse de l'étape b/ selon l'invention peut être produit par reformage de méthane ou par oxydation partielle de méthane ou gazéification d'une charge de matière carbonée.
Le gaz humide qui peut être séché selon l'invention peut être soit un gaz naturel, soit de l'air ambiant.
Le gaz de synthèse issu de l'étape b/ peut ensuite après purification éventuelle, être utilisé pour la production d'hydrogène, dans la synthèse de carburants (bio-carburants) ou être utilisé pour faire de l'électricité dans un moteur ou turbine à gaz.
Les avantages du procédé de séchage d'air qui vient d'être décrit sont nombreux et peuvent être énumérés comme suit :
- simplicité de séchage de l'air,
simplification du séchage/régénération de dessicants comparativement aux procédés selon l'état de l'art, diminution des pertes thermiques comparativement aux procédés de séchage selon l'état de l'art car la chaleur dégagée par la réaction WGS est amenée directement au cœur du procédé,
réduction de consommation de vapeur d'eau pour l'injection dans un gaz de synthèse pour mise en œuvre de la réaction WGS,
réduction possible du dimensionnement du sécheur de biomasse, réduction possible du débit d'air de séchage nécessaire au séchage de la biomasse,
augmentation possible de la production d'hydrogène, en aval d'un réacteur de gazéification,
augmentation possible de la production de C02 en aval d'un réacteur de gazéification, à des fins de séquestration ou de valorisation,
enchaînement possible de la réaction WGS selon l'étape b/ dans une installation complète de production d'hydrogène, ou de production de biocarburants liquides.
L'invention concerne également un procédé de séchage forcé de déchets organiques destinés à constitués du compost, au moyen de l'air ambiant séché conformément à l'étape a/ du procédé qui vient d'être décrit.
L'invention concerne également un procédé de conversion thermochimique d'une charge de matière carbonée en un gaz de synthèse en vue de produire un combustible ou un carburant, notamment un carburant liquide, ou un autre produit de synthèse, comportant les étapes suivantes :
séchage forcé d'une charge de matière carbonée au moyen de l'air ambiant séché conformément à l'étape a/ du procédé de séchage décrit ci-avant,
- gazéification de la charge dans un réacteur de gazéification,
étape b/ du procédé de séchage décrit ci-avant, avec le gaz de synthèse produit en amont par la gazéification dans le réacteur.
La charge de matière carbonée est de préférence de la biomasse ligno- cellulosique.
La réaction de gazéification peut être réalisée à des températures comprises
700 et 1600°C. Selon une variante de réalisation, le réacteur de gazéification est un réacteur de type à lit fluidisé, la réaction de gazéification étant réalisée à des températures comprises entre 800 et 950°C.
Selon une variante alternative, le réacteur de gazéification est un réacteur de type à flux entraîné, la réaction de gazéification étant réalisée à des températures comprises entre 1200 et 1600°C.
Selon un mode de réalisation avantageux, on réalise en aval de l'étape b/, une synthèse selon le procédé Fischer-Tropsch suivi par un hydrocraquage pour produire du carburant liquide de type diesel ou kérosène.
L'invention concerne enfin une installation mettant en œuvre en continu le(s) procédé(s) décrits ci-avant, comportant :
- un premier réacteur dont l'entrée est reliée à un circuit de gaz humide
- un deuxième réacteur dont l'entrée est reliée à un circuit de gaz de synthèse, -des moyens de circulation pour faire circuler en lit circulant les dessicants respectivement à l'intérieur du premier réacteur, du premier réacteur vers le deuxième réacteur et vice- versa, et à l'intérieur du deuxième réacteur, de manière à mettre en œuvre l'adsorption de l'eau contenue dans le gaz humide dans le premier réacteur, la régénération des dessicants par le gaz de synthèse sur les dessicants saturés au moins partiellement et la réaction WGS dite de réaction de gaz à l'eau entre le monoxyde de carbone présent dans le gaz de synthèse et l'eau présente dans les dessicants dans le deuxième réacteur.
Selon un mode de réalisation avantageux :
les dessicants sont sous forme de billes,
les premier et deuxième réacteurs sont agencés à la verticale, les moyens de circulation à l'intérieur du premier réacteur comportent des guides dépourvus de catalyseur, fixés à l'intérieur du premier réacteur, pour permettre la circulation par gravité des billes depuis la partie haute du premier réacteur dans laquelle elles sont non saturées jusqu'à la partie basse du premier réacteur dans laquelle elles sont saturées,
les moyens de circulation du premier réacteur vers le deuxième réacteur comportent un premier dispositif de fluidisation des billes, relié d'une part au premier réacteur et d'autre part au deuxième réacteur par une ligne de transfert pneumatique, les moyens de circulation à l'intérieur du deuxième réacteur comportent des guides contenant des catalyseurs, fixés à l'intérieur du deuxième réacteur, pour permettre la circulation par gravité des billes depuis la partie haute du deuxième réacteur dans laquelle elles sont saturées jusqu'à la partie basse du premier réacteur dans laquelle elles sont régénérées,
les moyens de circulation du deuxième réacteur vers le premier réacteur comportent un deuxième dispositif de fluidisation des billes, relié d'une part au deuxième réacteur et d'autre part au premier réacteur par une ligne de transfert pneumatique comportant au moins une chambre de transfert pressurisée pour stocker les billes régénérées sous pression.
Description détaillée
D'autres avantages et caractéristiques de l'invention ressortiront mieux à la lecture de la description détaillée de l'invention faite à titre illustratif et non limitatif en référence aux figures suivantes parmi lesquelles :
- la figure 1 est une vue schématique du principe d'une partie d'une installation de conversion thermochimique de charge matière carbonée par gazéification mettant en œuvre en continu un procédé de séchage selon l'état de l'art;
la figure 2 est une vue schématique du principe d'une partie d'une installation de conversion thermochimique de charge matière carbonée par gazéification mettant en œuvre en continu un procédé de séchage selon l'invention;
la figure 3 est une vue de détail montrant un mode de réalisation avantageux d'une installation en continu selon la figure 2.
Dans la description qui va suivre les termes « entrée », « sortie » « amont », « aval », sont utilisés par référence avec les sens de transfert de la biomasse, de circulation l'air et du gaz de synthèse dans les installations de conversion thermo chimique par gazéification. On précise que les flèches représentées en figures 1 et 2 indiquent justement ces sens de transfert de biomasse et circulation des gaz.
Par souci de cohérence, les mêmes références numériques désignent les mêmes éléments des installations selon l'invention et selon l'état de l'art.
On précise également que le terme « réacteur » utilisé ci-après peut être relatif à plusieurs réacteurs fonctionnant en parallèle. On décrit ci-après un exemple d'installation en continu mettant en œuvre une conversion thermochimique par gazéification selon l'état de l'art, à titre d'exemple comparatif, et un exemple 1 selon l'invention. On précise que seule une partie des installations sont représentées et qu'elles peuvent comporter bien d'autres unités, telles qu'une unité de torréfaction de la biomasse séchée, une unité de broyage de la biomasse torréfiée, les systèmes de refroidissement à échangeur de chaleur tels que ceux en sortie du réacteur de gazéification, les dispositifs de nettoyage et/ou de purification du gaz de synthèse en aval du réacteur de gazéification.
L'exemple comparatif de l'installation selon l'état de l'art est représenté en figure 1, tandis que l'exemple 1 relatif à l'installation selon l'invention est représenté en figure 2.
On décrit tout d'abord les éléments communs aux deux installations 1 , respectivement selon l'état de l'art (figure 1) et selon l'invention (figure 2).
Les installations en continu 1 représentées mettent chacune en œuvre un procédé d'une gazéification de la biomasse pour la synthèse d'un carburant de synthèse. Ainsi, de la biomasse ligno-cellulosique provenant depuis un réservoir de stockage approprié non représentée alimente en continu un sécheur de biomasse 2, de type à bande de convoyage.
Puis, la bio masse séchée alimente en continu un réacteur de gazéification 3, de type à lit fluidisé circulant (FICFB, acronyme anglais pour « Fast Internai Circulating Fluidised Bed »).
D'ailleurs, le réacteur 3 à lit fluidisé peut fonctionner de préférence entre 800 et 950°C et a des pressions sensiblement de l'ordre de la pression atmosphérique. Le réacteur 3 peut également être un réacteur de type à flux entraîné (RFE, ou EFR, acronyme anglais de « Entrained flow reactor ») fonctionnant de préférence à des températures comprises typiquement entre 1400-1600°C et à des pressions élevées, typiquement entre 5 et 80 bars.
A la sortie du réacteur de gazéification 3, un mélange brut de gaz de synthèse comprenant pour les espèces majoritaires du CO, C02, H20 et H2 est émis. Ainsi, en général, une gazéification de bio masse dans un réacteur à flux entraîné 3 sans ajout de vapeur produit un gaz de synthèse contenant environ 50-70 mol% CO, 3-15 mol% H2, 1-8 mol% C02 et 20-35 mol% H20. Le gaz de synthèse est refroidi après le réacteur dans le récupérateur de chaleur pour être utilisable en aval. On précise que l'échangeur adapté pour refroidir le gaz est intégré dans le gazéifïeur et n'est pas représenté en tant que tel sur les figures.
En aval du réacteur de gazéification 3, est agencé un réacteur 4 adapté pour réaliser la réaction de gaz à l'eau (WGS). Ainsi, en sortie du réacteur 4, un gaz de synthèse est émis avec un ratio [H2]/ [CO] nécessaire à la synthèse d'un carburant liquide ou produit de synthèse, en particulier pour un carburant liquide obtenu par synthèse Fischer Tropsch.
Dans le sécheur de bio masse 2, celle-ci est séchée par un air de séchage. Pour obtenir l'air de séchage, l'air ambiant est envoyé vers un réchauffeur 5 et est chauffé par de la vapeur basse pression. Ainsi, l'air sortant du réchauffeur 5 présente une humidité relative diminuée par rapport à l'air ambiant entrant dans le réchauffeur 5. Un condensât à basse pression sort également du réchauffeur 5.
L'installation 1 selon l'invention (figure 2) se distingue de l'installation selon l'état de l'art (figure 1) par le fait qu'elle comporte en outre :
un réacteur 6 dont l'entrée est reliée à l'air ambiant et la sortie est reliée au réchauffeur 2,
un réacteur 7 dont l'entrée est reliée à la sortie du réacteur de gazéification 3 et la sortie est reliée au réacteur 4 de mise en œuvre de la réaction WGS.
Le réacteur 6 est rempli d'un lit de billes d'alumine activée, comportant un catalyseur ou pas, pour réaliser une étape a/ adsorption de l'eau contenue dans l'air ambiant. Ainsi, comparativement à l'exemple selon l'état de l'art, l'air ambiant est déshydraté avant d'être chauffé par la vapeur basse pression. Ainsi, selon l'invention, du fait d'un air plus sec en entrée dans le sécheur 2, les cinétiques de séchage de la biomasse sont plus rapides au début et identiques à la fin (taux d'humidité identique). L'air plus sec en entrée a une plus grande de capacité de séchage dans le sécheur.
Le réacteur 7 est régulièrement rempli d'un lit de billes d'alumines activées saturées au préalable dans le réacteur 6 pour réaliser une étape b/ de régénération des billes, dotées d'un catalyseur ou pas, en faisant circuler le gaz de synthèse issu du réacteur de gazéification 3 sur lesdites billes saturées de sorte à mettre en œuvre également la réaction dite de réaction de gaz à l'eau (WGS acronyme anglais de « Water Shift Gas »). Les deux lits d'alumines activées respectivement saturées et régénérées sont échangés à intervalles de temps réguliers. Le gaz de synthèse provenant du réacteur de gazéification 3 et qui entre dans le réacteur 7 de régénération des billes d'alumine activée a une température aux alentours de 220°C.
On a réalisé une simulation des conditions thermodynamiques de fonctionnement des deux installations 1 qui viennent d'être décrites, à l'aide d'un logiciel de simulation de procédés industriels, ProSim Plus ®: [12].
Dans les deux installations, les conditions d'entrée à partir de conditions réelles sont les suivantes :
air ambiant à 10°C avec un taux d'humidité relative de l'ordre de 70%, débit de biomasse séchée souhaité en sortie du sécheur 2 : 100t/h (représentant 500 MW thermique),
température de l'air chauffé par la vapeur basse pression (en sortie de réchauffeur 2) : 123°C,
de l'alumine peu adsorbé selon un ratio de 10 à 30%> de sa masse en eau. Pour le calcul, ici on suppose une variation de 20% entre l'état régénéré et l'état saturé. La densité est typiquement 800 kg/m3.
Les résultats de simulation sont donnés dans le tableau 1 ci-dessous :
TABLEAU 1
Exemple Exemple 1 selon l'état de l'art selon l'invention
(figure 1) (figure 2)
Humidité dans l'air ambiant en 0,0053 kg eau/kg air 0,0053 kg eau/kg air sec entrée sec
Humidité dans l'air en entrée du 0,0053 kg eau/kg air 0,0015 kg water/ kg air sécheur 2 sec sec
Quantité d'eau à enlever de l'air 5,5 m3/h
Quantité d'alumine nécessaire 27 t/h (34 m3/h)
Débit d'air nécessaire en entrée 1607 kNm3/h 1131 kNm3/h
Débit de vapeur d'eau basse pression 105,2 t/h 73,5 t/h nécessaire
Puissance de chauffe requise 66,5 MW 46,4 MW
Taux de concentration de l'eau dans 2,75 %>mass 2,75 %>mass l'air en sortie de sécheur 2
Température de l'air en sortie du 50°C 50°C sécheur 2
Ratio H2:CO en entrée de réacteur 4 1 :0,76 1 : 1,31 Il ressort de ce tableau 1 que l'invention a comme avantage majeur de réduire le débit d'air nécessaire en entrée de sécheur 2, ce qui présente une réduction de la consommation de la vapeur d'eau basse pression à utiliser pour le séchage. L'économie de vapeur d'eau basse pression, telle que simulée, est égale à environ 31 t/h, ce qui représente environ 20MW de consommation de chaleur. Rapportée à la puissance totale requise pour l'exemple comparatif selon l'état de l'art, soit 500MW, l'économie de consommation de vapeur d'eau basse pression représente 4%. En considérant un rendement moyen égal à 25% pour une turbine à vapeur, le gain de vapeur d'eau peut apporter un gain en électricité d'environ 5MW.
Par ailleurs, même si cela n'est pas indiqué dans le tableau 1 ci-dessus, l'étape a/ d'adsorption de l'eau par l'alumine activée dégage de la chaleur de manière substantielle. On peut raisonnablement chiffrer cette chaleur dégagée à environ 3,5MW.
Enfin, la chaleur du même ordre de grandeur soit 3,5MW requise pour réaliser l'étape b/ de régénération peut être intégralement apportée par la réaction WGS.
Les résultats et avantages d'une installation selon l'invention sont bien évidemment dépendants des conditions de température et d'humidité de l'air ambiant. Aussi, on a fait varier ces conditions pour quantifier le gain énergétique dans différentes configurations. Le tableau 2 ci-dessous représente les résultats obtenus pour un air ambiant avec des taux d'humidité relative respectivement de 50%, 70%>, et 90%> et des températures respectivement de 0°C, 10°C et 20°C.
TABLEAU 2
Exemple Exemple 1 Différence selon l'état de l'art selon l'invention de
(figure 1) (figure 2) puissance requise
Conditions Débit Puissanc Ratio Débit Puissanc Ratio Gain
Air ambiant d'air e de H2/CO d'air e de H2/CO obtenu
Température (kNm3/h) chauffe en (kNm3/h) chauffe en selon
(°C) requise entrée requise entrée l'invention
- (MW) de (MW) de (MW)
Taux réacteur réacteur
d'humidité 4 4
relative (%>)
0°C-50% 1384 62,1 0.76 1412 49,1 1,12 13
0°C-90% 1481 66,5 0.76 1438 49,9 1,2 16,6 10°C-50% 1500 61,9 0.76 1441 46 1,22 15,9
10°C-70% 1607 66,5 0.76 1459 46,4 1,31 20,1
10°C-90% 1723 71,3 0.76 1473 46,8 1,4 24,5
20°C-50% 1765 66,6 0.76 1478 42,8 1,45 23,8
20°C-70% 2056 77,8 0.76 1499 43,3 1,7 34,5
20°C-90% 2475 93,9 0.76 1515 43,6 1,99 50,3
Il ressort de ce tableau 2 que le gain de puissance requise obtenu grâce à l'invention est proportionnel au taux d'humidité relative et à la température dans l'air ambiant. Le gain énergétique est principalement dû au moindre débit d'air requis du fait que l'air a une grande capacité d'adsorption de l'eau.
On constate également que la température a moins d'impact que le taux d'humidité relative.
On peut conclure qu'une installation conforme à l'invention (figure 2) nécessite moins de chaleur pour la production de carburant liquide qu'une installation selon l'état de l'art (figure 1) et que le gain énergétique obtenu dépend des conditions de température et de pression de l'air ambiant, qui constitue le gaz en entrée du séchage de biomasse.
Au vu des simulations effectuées, il est envisageable grâce à l'invention d'économiser de l'ordre de 10 à 50MW de puissance thermique pour une usine de production de carburant liquide à partir de biomasse actuellement dimensionnée avec une puissance thermique totale de 500MW. Avec un rendement de turbine à vapeur de l'ordre de 25%, ces gains en énergie thermique peuvent donner lieu à la production d'une puissance électrique de l'ordre de 2 à 12MW, ce qui peut permettre de réduire les coûts de fonctionnement d'une telle usine.
Exemple 2 :
L'exemple 2 suivant est réalisé comme pour l'installation de la figure 2 mais avec des données à partir de conditions réelles telles qu'elles existent à ce jour pour une usine de production de carburant liquide à partir de biomasse ligno-cellulosique, initiée par la demanderesse avec des partenaires industriels. Cet exemple 2 permet également de donner une indication des quantités requises pour les billes d'alumine activée en tant que dessicants et pour le gaz de synthèse nécessaire à leur régénération.
Une gazéification d'un débit de 2 tonnes de bio masse sèche par heure produit un gaz de synthèse de composition 63mol% CO, 13 mol% H2, 2 mol% C02 et 23 mol%H20 et de quantité suffisante pour consommer 1600 kg/h de l'eau issue de
200 kM3/h d'air ambiant saturé à 10°C.
Actuellement, le débit en entrée est égal à 15,5 t/h de biomasse ligno- cellulosique, sous forme de plaquettes forestières, présentant un taux d'humidité relative égal à 40%. Cette biomasse est séchée jusqu'à ce qu'elle atteigne un taux d'humidité relative de 15%, soit un débit de 10,8 t/h. L'air nécessaire pour le séchage est l'air ambiant pris à l'extérieur à 10°C et une humidité relative de 70%. L'air de séchage est chauffé à
130°C puis est mis en contact avec la biomasse ligno-cellulosique à un débit de 200 t/h.
L'air en sortie du sécheur de biomasse sort ainsi à une température de 42°C avec un taux d'humidité relative égale à 50%, soit 2,75% masse d'eau. Dans ces conditions, le séchage de la biomasse et donc le chauffage de l'air de séchage nécessite une puissance de 6,4 MW de la vapeur d'eau basse pression.
Avec l'installation conforme à l'invention selon la figure 2, le séchage de l'air ambiant par adsorption de l'eau par les billes d'alumine peut permettre de passer d'un taux d'humidité relative de 70% à 20%, soit une condensation d'un débit de 800 kg/h d'eau.
Cette condensation produit 0,5 MW de chaleur qui peut être restitué dans l'air.
Avec un séchage de l'air ambiant d'un taux d'humidité initial de 70% à 20%, on peut stocker 20g d'eau dans 100g d'alumine. Ainsi, on peut estimer le débit de billes d'alumine nécessaires à 4 tonne par heure.
Les billes d'alumine activées ont une capacité thermique massique Cp de l'ordre de 1000 J/kg/°C. Ainsi, avec un gaz de synthèse provenant du réacteur 3 de gazéification à une température de 200°C, les billes d'alumine dans le réacteur 7 ont une température proche de la température d'entrée d'air, soit 20°C. La chaleur emmagasinée dans l'alumine est environ 0,15 MW et transférée à l'air.
Ainsi, au final, le séchage de l'air ambiant génère 0,65 MW de chaleur produite pendant la régénération des billes d'alumine.
Par ailleurs, en sortie du réacteur de gazéification 3 on dispose d'un débit de gaz de synthèse de l'ordre de 18000 kg/h. Or, la régénération des billes d'alumine saturées d'un débit de gaz de synthèse est de l'ordre de 3000 kg/h, soit une proportion de 16% par rapport au débit disponible. Autrement dit, il est nécessaire de disposer du réacteur 4 en aval pour réaliser la réaction WGS avec tout le débit de gaz de synthèse issu du réacteur de gazéification. Le débit de l'air de séchage dans le sécheur de biomasse 2 peut être réduit de 15%, l'air plus sec obtenu selon l'invention impliquant une moindre quantité pour sécher plus de biomasse.
L'économie réalisée grâce à l'invention sur le débit d'air s'élève à 15% sur une puissance requise initialement égale à 6,4MW, soit environ 1MW. Cette économie représente plus de 2% de la charge énergétique totale de l'usine qui est de 45MW.
Un mode de réalisation avantageux de circulation en lit circulant des billes d'alumine activée est montré en figure 3.
Selon ce mode de réalisation, les réacteurs respectivement 6 d'adsorption de l'eau et 7 de régénération des billes d'alumine sont agencés à la verticale et sont reliés entre eux par des moyens de circulation décrits en détail ci-après. Ainsi, les billes d'alumine circulent en continu par gravité dans chacun des réacteurs 6 et 7 et de l'un à l'autre en passant de leur état saturé en à leur état régénéré.
Des guides 60 sous la forme de pièces creuses, dépourvus de catalyseur sont fixés à l'intérieur du réacteur d'adsorption 6.
Un premier dispositif 8 de fluidisation des billes est relié d'une part à la partie basse du réacteur 6 et d'autre part à la partie haute du réacteur 7 par une ligne de transfert pneumatique 9.
Des guides 70 contenant des catalyseurs sont fixés à l'intérieur du réacteur 7 de régénération. De préférence, les catalyseurs sont constitués par du sulfure de cobalt et de molybdène (CoMoS) actif à des températures aux environs de 200°C, soit sensiblement la température à laquelle les gaz de synthèse issus du réacteur de gazéification 3 entrent dans le réacteur 7.
Un deuxième dispositif 10 de fluidisation des billes est relié d'une part à la partie basse du réacteur 7 de régénération et d'autre part à la partie haute du réacteur 6 d'adsorption par une ligne de transfert pneumatique 1 1.
Sur cette ligne de transfert pneumatique 11 est prévue une chambre de transfert 12 pressurisée pour stocker les billes régénérées sous pression.
Une vanne 13 peut être prévue entre la chambre de transfert 12 et l'entrée du réacteur d'adsorption 6 pour réguler le débit des billes entrant dans ce dernier.
Le fonctionnement du système de circulation en continu des billes d'alumine est le suivant. Les billes d'alumines circulent par gravité depuis la partie haute jusqu'à la partie basse du réacteur d'adsorption 6 à contre-courant de l'air ambiant humide à sécher. Au cours de leur circulation dans ce réacteur 6, les billes d'alumine adsorbent l'eau contenue dans l'air ambiant, ce qui assèche celui-ci.
Les billes d'alumine saturées sont fluidisées par le dispositif 8 et envoyées dans la partie haute du réacteur de régénération 7. Elles circulent par gravité à l'intérieur de ce réacteur 7, tout en étant régénérées par le gaz de synthèse issu du réacteur de gazéification 3. Les catalyseurs accélèrent la régénération de sorte qu'en partie basse du réacteur de régénération 7 les billes sont complètement régénérées.
Elles sont alors fluidisées par le dispositif 10 puis envoyées dans la chambre de transfert ou stockage 12 par la ligne de transfert pneumatique 11.
On obtient ainsi un fonctionnement de circulation des billes d'alumine avec un seul lit circulant pour une quantité importante de cycles de saturation/régénération.
Exemple 3
L'exemple 3 suivant est décrit en relation avec une installation de séchage d'air avant admission dans un bâtiment de compostage. Un problème majeur dans les bâtiments de compostage est l'humidité de l'air. Le séchage d'air selon l'invention permet ici de faciliter le procédé de compostage. En d'autres termes, selon l'invention, on réalise un séchage forcé de déchets organiques destinés à constituer du compost, au moyen de l'air ambiant séché par adsorption sur un lit de billes d'alumine. Les données indiquées ci-après sont en partie celles d'une installation de compostage existante.
Ici, on réalise un séchage de l'air ambiant pour obtenir de l'air à 30°C, saturé à 100% (0,027 kg H20/kg air sec) avec un débit de 200 kNm3/h.
Les refus de tamisage, c'est-à-dire les quantités de déchets organiques qui ne peuvent être utilisés comme compost après l'opération de tamisage, peuvent fournir une puissance thermique d'environ 1,7 MW afin de les brûler en état humide, ou 2,5MW après séchage.
On a besoin d'enlever de l'air une quantité d'environ 1600 kg H20/h pour avoir un point de rosée à une température -20°C, ce qui correspond à un air ambiant avec 0,01 kgH20/kg air sec, soit un taux d'humidité relative inférieur à 10% à 10°C.
Lorsqu'on réalise l'étape b/ de régénération avec un gaz de synthèse issu de la gazéification des refus de tamisage, l'eau présente dans les billes d'alumine saturées réagit avec le CO dans la réaction WGS. Cette réaction WGS dégage alors une puissance thermique d'environ 1,3 MW.
Cette valeur correspond bien à la chaleur nécessaire pour évaporer le débit 1600 kg/h H20 libre. Aussi, la chaleur d'appoint nécessaire est limitée à la chauffe de l'alumine et à la différence entre la chaleur nécessaire à l'évaporation de l'eau et le séchage de l'alumine, c'est-à-dire 0,4 MW. Ainsi, plus de 90% d'eau dans l'alumine est converti en hydrogène H2.
L'alumine chaude régénérée est refroidie avec l'air ambiant pendant le séchage. Une puissance thermique de 0,4 MW est utilisée pour chauffer l'air. Si on dissipe cette chaleur dans l'air, avec le débit de 200 kNm3/h et en tenant compte de la capacité thermique massique Cp de l'alumine de l'ordre de 1000 J/kg/°C, la température de l'air augmente de 6°C.
Cette augmentation de température de 6°C est avantageuse pour le procédé de compostage.
Bien que décrite en référence exclusivement à la biomasse l'installation de séchage d'air selon l'invention et de conversion en un combustible ou un carburant, notamment un carburant liquide, ou un autre produit de synthèse, l'invention peut être utilisée pour la conversion d'autres charges de matière carbonée (charbon, pet coke, déchets organiques...).
Références citées
[I] : Tijmensen MJA, Faaij APC, Hamelinck CN, Hardeveld MRM. « Exploration of the possibilities of Fischer Tropsch liquids and power via biomass gasification » Biomass& Bioenergy 2002; 23: 129-52.
[2]: Haarlemmer G, Boissonnet G, Imbach J, Setier P-A, Peduzzi E. « Second génération BtL type biofuels - a production cost analysis » Energy & Environmental Science 2012; 7.
[3]: Simpson WT. « Equilibrium Moisture Content of Wood in Outdoor Locations in the United States and Worldwide ». FPL-RN-0268. Forest Products Laboratory: Madison, Wisconsin, 1998.
[4]: Hôldrich A, Hartmann H. « In Storage of wood logs - «Drying speed and dry matter losses », 14th European Biomass Conférence, Paris, France, 2005.
[5]: Scholz V, Idler C, Daries W « In Energy loss and mould development during storage of wood chips in unventilated piles », 14th European Biomass Conférence, Paris, France, 2005.
[6]: Fagernâs L, Brammer J, Wilén C, Lauer M, Verhoeff F. « Drying of biomass for second génération synfuel production », Biomass and Bioenergy 2010; 34: 1267-77.
[7] : Brochure commerciale en .pdf de la société Parker Hannifin Corporation « Smart Cycle Plus (SCP) and Magnum Cycling Refrigerated Air Dry ers ».
[8]: K. Sumathy, K.H. Yeung, Li Yong « Technology development in the solar adsorption réfrigération Systems», Progress in Energy and Combustion Science 29 (2003) 301-327.
[9]: Axens. « Air and Gas Drying with Activated Alumina ».
[10]: Getty RJ, Armstrong WP. « Drying Air with Activated Alumina under
Adiabatic Conditions ». Industrial & Engineering Chemistry Process Design and Development 1964; 3: 60-5.
[I I] : Srivastava NC, Eames IW. « A review of adsorbants and adsorbates in solid-vapour adsorption heat pumps Systems ». Applied Thermal Engineering 1998; 18: 707-14.
[12]: ProSimPlus, Version 3; société ProSim: Toulouse, France, 2011. htt : /,my ¾ doc-stoc■■Con^'docs/ 66038 6/ProSim- lus-Ma ^el#■

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de séchage de gaz humide au moyen de dessicants et de régénération des dessicants, comportant les étapes suivantes :
a) adsorption de l'eau contenue dans un gaz humide en le faisant circuler sur au moins un lit de dessicants,
b) régénération des dessicants en faisant circuler un gaz de synthèse sur les dessicants saturés au moins partiellement de sorte à mettre en œuvre la réaction dite de réaction de gaz à l'eau (WGS acronyme anglais de « Water Shift Gas ») entre l'eau provenant des dessicants saturés et le monoxyde de carbone CO présent dans le gaz de synthèse.
2. Procédé selon la revendication 1 , les dessicants étant choisis parmi une alumine activée, une zéolithe, un silicagel, un charbon activé.
3. Procédé selon la revendication 2, l'étape b/ étant réalisée par une alumine activée imprégnée d'un catalyseur.
4. Procédé selon la revendication 3, le catalyseur étant à base de sulfure de molybdène (MoS), sulfure de cobalt et de molybdène (CoMoS) ou d'oxyde de fer.
5. Procédé selon l'une des revendications précédentes, les étapes a/ et b/ étant réalisées en continu ou en discontinu.
6. Procédé selon la revendication 5, les étapes a/ et b/ étant réalisées en continu en faisant circuler les dessicants sous forme de lit fluidisé.
7. Procédé selon la revendication 6 en combinaison avec la revendication 3 ou 4, l'étape b/ étant réalisée en faisant circuler le lit fluidisé des dessicants sur un lit fixe de catalyseur.
8. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, les dessicants étant sous forme de billes.
9. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, l'étape b/ étant réalisée avec un gaz de synthèse dont la température est comprise entre 160°C et
250°C, de préférence à environ 200°C.
10. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, selon lequel on réalise une étape de nettoyage du gaz de synthèse avant ou après l'étape b/.
11. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, selon lequel avant l'étape a/, on réalise un balayage des dessicants en faisant circuler un gaz inerte, tel que du C02, de l'azote ou un autre gaz inerte.
12. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, le gaz de synthèse de l'étape b/ étant produit par reformage de méthane ou par oxydation partielle de méthane ou gazéification d'une charge de matière carbonée.
13. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, le gaz humide étant soit un gaz naturel, soit de l'air ambiant.
14. Procédé de conversion thermochimique d'une charge de matière carbonée en un gaz de synthèse en vue de produire un combustible ou un carburant, notamment un carburant liquide, ou un autre produit de synthèse, comportant les étapes suivantes :
séchage forcé d'une charge de matière carbonée au moyen de l'air ambiant séché conformément à l'étape a/ du procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 13,
gazéification de la charge dans un réacteur de gazéification (1), étape b/ du procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 13, avec le gaz de synthèse produit en amont par la gazéification dans le réacteur.
15. Procédé de conversion selon la revendication 14, selon lequel la charge de matière carbonée est de la biomasse ligno-cellulosique.
16. Procédé de conversion selon la revendication 14 ou 15, selon lequel on réalise en aval de l'étape b/, une synthèse selon le procédé Fischer-Tropsch suivi par un hydrocraquage pour produire du carburant liquide de type diesel ou kérosène.
17. Installation (1) mettant en œuvre en continu le(s) procédé(s) selon l'une quelconque des revendications précédentes, comportant :
- un premier réacteur (6) dont l'entrée est reliée à un circuit de gaz humide, ,
- un deuxième réacteur (7) dont l'entrée est reliée à un circuit de gaz de synthèse,
- des moyens de circulation (60, 70, 8, 9, 10, 1 1, 12, 13) pour faire circuler en lit circulant des dessicants respectivement à l'intérieur du premier réacteur, du premier réacteur vers le deuxième réacteur et vice- versa, et à l'intérieur du deuxième réacteur de manière à mettre en œuvre l'adsorption de l'eau contenue dans le gaz humide dans le premier réacteur, la régénération des dessicants par le gaz de synthèse sur les dessicants saturés au moins partiellement et la réaction WGS dite de réaction de gaz à l'eau entre le monoxyde de carbone présent dans le gaz de synthèse et l'eau présente dans les dessicants dans le deuxième réacteur.
18. Installation selon la revendication 17, dans laquelle :
- les dessicants sont sous forme de billes,
les premier (6) et deuxième (7) réacteurs sont agencés à la verticale, les moyens de circulation à l'intérieur du premier réacteur comportent des guides (60) dépourvus de catalyseur, fixés à l'intérieur du premier réacteur, pour permettre la circulation par gravité des billes depuis la partie haute du premier réacteur dans laquelle elles sont non saturées jusqu'à la partie basse du premier réacteur dans laquelle elles sont saturées,
les moyens de circulation du premier réacteur vers le deuxième réacteur comportent un premier dispositif (8) de fluidisation des billes, relié d'une part au premier réacteur et d'autre part au deuxième réacteur par une ligne de transfert pneumatique (9),
- les moyens de circulation à l'intérieur du deuxième réacteur comportent des guides (70) contenant des catalyseurs, fixés à l'intérieur du deuxième réacteur, pour permettre la circulation par gravité des billes depuis la partie haute du deuxième réacteur dans laquelle elles sont saturées jusqu'à la partie basse du premier réacteur dans laquelle elles sont régénérées,
- les moyens de circulation du deuxième réacteur vers le premier réacteur comportent un deuxième dispositif (10) de fluidisation des billes, relié d'une part au deuxième réacteur et d'autre part au premier réacteur par une ligne de transfert pneumatique (11) comportant au moins une chambre de transfert (12) pressurisée pour stocker les billes régénérées sous pression.
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