Epuration hydrocarbonne en couche fluidisee triphasique etude experimentale et modelisation

ttah,r Re.s(,or(h Vol. 15. pp. 719 Io 727. 1981 Printed in Great Britain. All righls reserved

0043-1354 81 0607)9-09~)2.00 0 Copyright ~ 1981 Pergamon Press Lid

EPURATION HYDROCARBONNE EN COUCHE FLUIDISEE TRIPHASIQUE ETUDE EXPERIMENTALE ET MODELISATION HYDROCARBON REMOVAL IN A THREE-PHASE FLUIDIZED EXPERIMENTAL BED AND MODELLING OF THE PROCESS A. GRASMICK, B. CHATIB, S. ELMALEH et R. BEN AIM Laboratoire de G6nie Chimique, Traitement et Epuration des Eaux, Universit6 des Sciences et Techniques du Languedoc, 34060 Montpellier Cedex, France

(Re¢'u novembre 1980) Almraet--Biological treatment by immobilized cells on a submerged support allows important volume reduction of units owing to the high micro-organism concentration in the process. The efficiency of classical reactors, i.e. preoxygenated fixed bed, is, nevertheless, limited by oxygen supply to the reactive medium and the unit must be worked discontinuously because of the bed clogging. A 9.4 cm i.d. three-phase fluidized reactor has been tested in an attempt to solve these problems; the turbulence induced by air injection should remove the excess biomass. Step injections of synthetic sewage have been made for different values of the workinl~ parameters. Interesting efficiency results have been observed:elimination efficiency of 10 kg B e D s m - ~ d a y - l without recycle, is independent of space-time over a wide range. Limitations of a three-phase fluidizedreactor have also been found: insufficientoxygen transferto the liquid phase due to rapid bubble coalescence is a consequence of fluidizingsmall particlesand inefficient sloughing which allows the reactor to be segregated depending on biofilm thickness and, sometimes, clogged in the upper part of the column. A model based on previous work in fixed bed has been proposed. Interphase mass transfer and zero order reaction within the biofilm are taken into account and the liquid phase is assumed to be perfectly mixed. The two parameters of the model are a combination of the numbers of transfer units within the biofilm and through the boundary layer and of the number of reaction units in the biofilm The limiting substrate may be oxygen, organic carbon or any other nutrient. Experimental efficienciescan be predicted by the model with 15~:,:,accuracy. Particlessize distribution must be corrected with regard to segregation. Physicobiochemical assumptions can be used in the modelling of a reactor which would not be perfectly macromixed and could be basically used in a unified theory.

Kb

NOMENCLATURE ag

A* At B

C CB CB

Co C sb

Db ,Dr e

aire sp6cifique des particules, L = l Kf aire d'6change liquide-biofllm pour chaque particule, L ~ L aire d'L'change liquide-biofilm duns tout le N, reacteur, L 2 N~ constante, L- i T concentration de I'6lement limitant, M L - ~ Nr C/Co concentration de l'8lement limitant dans la Q phase liquide. M L - 3 Rs CB/C0 SB concentration de l'61ement limitant dans reau d'entr6e, ML -3 So concentration de l'61ement limitant a rinterface biofilm-film liquide, ML -3 t coefficient de diffusion de r616ment limitant U6 respectivement darts le biofilm et darts ie film UL liquide, L: T epaisseur active de biotilm, L v,

e/6~ E k

efficacite d'6puration constante de vitesse de d(~gradation de r616ment limitant, T - ] 719

V X

coefficientglobal de transfen de mati~re dans le biofilm, L T- i coefficient global de transfert de matiere travers la couche limite,L T- t hauteur du r~acteur L nombre d'unit6s de r6action chimique nombre d'unit6s de transfertde mati/~reduns le film biologique nombre d'unit6s de transfen de matiere travers la couche limite d6bit liquide dans le reacteur, L 3 T- i rayon de la particle inerte,L concentration d'un compos~ /~ la sortie du r6,acteur,M L -~ concentration d'un compos6 /t rentr6e du reacteur, M L - 3 temps vitesse de passage de Fair en ffit vide, LT- z vitesse de passage du liquide en f6t vide, LT- l vitesse de degradation de l'6h~ment limitant dans le biofilm, ML - 3 T volume du r(~acteur, L 3 concentration en bact6ries dans le biofilm suppos~ constante, ML - 3

720 Y Y ym

Ym

A. GRASMWKet al. cote ~i l'interieur du biofilm, L y/~, cote :i I'interieur du biofilm ou la concentration de l'~16ment timitant attient sa valeur critique, L y ~/ 6~

Lettres orecques parametres du modele 3. epaisseur du biofilm, L epaisseur de la couehe limite, L ~f 6f = 6f/6, porosite du milieu constante de proportionnalite module de Thiele densit6 de flux de I'~lement limitant respectivement dans le biofilm et dans le film liquide. ML-~Tdensite de flux d'un compose apparaissant 'a la surface externe du film liquide, ML- ~Ttemps de passage du liquide dans le reacteur vide, T aire de la section droite du reacteur, L ~

THEORIE DE L'EPURATION EN COUCHE FLUIDISEE TRIPHASIQUE Description du modble

Les hypotheses du modele sont consignees au Tableau I. Nous allons etablir dans ce paragraphe les relations de base caracterisant les transports locaux. Densite de f l u x du compos/-, limitant Transport fi travers le biofilm. Le compose limitant est transporte par diffusion mol6culaire selon la loi de Fick. La densit6 de flux en un point de cote y dans le film s'~crit:

y" Nous adrnettrons que dans la partie active du biofilm la consommation est une r o c t i o n d'ordre nul par rapport au compose limitant et un brian en regime permanent darts une tranche de biofilm d'6paisseur dy s'~crit:

INTRODUCTION (~b)yA* = On a montr6, ces derni6res a n n , s , l'int~r& des reacteurs a biornasse fix6e tant en traitement des eaux qu'en biosynth6se; ce type d'unit6 permet, en effet, de d6velopper des concentrations tr/:s importantes de cellules (50-100 g 1-t) et par cons6quent de r&luire la taille ces installations n6cessaires. Nos travaux ant6rieurs (Elmaleh et al., 1978; Grasmick et al., 1979, 1980) ont fait apparakre quelques inconvenients inh6rents aux reacteurs en couche fixe immerg~e avec pr6oxygenation: 1. limitation de la hauteur utile de colonne par le transfert d'oxygene: 2. perte de charge croissante pouvant aller jusqu'au colmatage du lit; 3. relargage de rnetabolites dissous dans le courant liquide/t partir d'une cenaine epaisseur de biofilm ce qui diminue l'efficacit6 globale d'6puration. C'est pourquoi nous avons ete conduits a d6velopper un reacteur fluidise avec injection d'air. En effet, l'utilisation d'une couche fluidisee triphasique permettrait d'assurer une aeration in situ et de limiter l'6paisseur du biofilm par la turbulence localement engendree. Nous nous proposons, ici, d'61aborer un modele d'6puration en couche fluidisee triphasique, permettant de dimensionner les unit~s, dent les pr6visions seront ensuite compar~es aux r~sultats d'essais que nous aeons r/:alis6s. Ce travail s'appuie sur les id6es generales developpees par Atkinson et al. (1968, 1975), Atkinson & Davies (1974), Jennings et al. (1976), La Motta (1976), Elmaleh et al. (1978) et Grasmick et al. (1979, 1980) en apportant toutefois quelques 616merits simplificateurs r6sultants d'observations exp6rimentales.

((pb)y+dyA*+

V~A* dy

(2)

avecv~=kX. Tableau 1. Hypotheses du mod61e Table 1. Model assumptions L'eau d'entr6e ne contient pas de maticre en suspension; Les concentrations en substrat et en oxyg~nv dans l'eau d'entr6e sent constantes; Le support, inerte vis ~i vis de l'oxygene et du substrak prc~ente une texture favorable ~t la fixation de cellules qui pourront se d6velopper par la suite sur la surface externe; le garnissage cqmpor~ de partieules assimil6~/! des spheres de rayon Rs, est enrob6 d'un film bact&ien d'6paisseur 6b (Fig. 1): Entre le biofilm et le liquide en ecoulement existe une couche limite Iiquide--solide dent I'~paisseur (6f) d6pend de la turbulence: Le r~acteur est considere comme parfaitement agite pour les phases solide et liquide, et fonctionne en regime permanent; L'~limination de bacteries par attrition endogene est negligeable: L'6paisseur active du biofilm est faible comparee aux dimensions des particules: le film biotogique a une ~paisseur constante, la croissance bacterienne ~tant compensee par l'arrachement dfi aux forces de turbulence locale; Les reactifs sent transportes par diffusion de la phase liquide vers l'interieur du biofilm, leur concentration est donc une fonction d~roissante de la distance /t l'interface liquide-film liquide; s'il existe un compose limitant, il peut apparaitre une epaisseur critique e ou sa concentration darts le biofilm est ~$ale/l une valour seuil Cm en dessous de laquelle la m6tabolisation bact&ienne cesse (Fig. 2): il existe donc deux parties distinctes dans le biofilm: Ym < Y < r: pattie oh se deroule l'/~puration et que nous appelons film actif Y < Ym: partie inactiv~ Le temps de passage du fluide ~i travers la colonne est negligeable devant la duree de fonctionnement.

Epuration hydrocarbonne

721

limite

/

m

\ \

I

I \ \ \

/

Biofilm inoctif

SUl~O~ ine~e

Fig. 1. Sch(~ma d'une partieule enrobee de biomasse. Fig. 1. Biomass coated particle. La combinaison des &luations (1) et (2) donne sous forme adimensionnelle:

revient /l n*gliger la diff*ren02 de courbure des surfaces, on peut 6erire: (9)

( ~ f ) y = I'¢ =$! -~" (~0b)y 4. I "

(3)

En combinant les (kluations (7), (8) et (9), on obtient une expression de i'~paisseur active:

av~ ~b2 = ~

[

m o d u l e d e Thiele.

DbCo

-

(

,y7 ''2

En tenant eompte des conditions aux limites: avec Kb -----Db/(~b.

C~= = C,n.

(5)

L'int(~gration de (3) fournit la densit~ de flux et la concentration du compos~ limitant fi rinterfa02 couche-limitebiofilm: DbCo 4)2

C_~=~ =

C.

+ ½¢2 ~2.

(6)

((p') ffi ,~(gof)

(1 I)

DbCo ~2 e (~0'}~= t +3f = -- J;, T '

(12)

soit

Ej~cacit~ d'epuration Le bilan d'un compos~ sur tout le r&acteur donne:

(8)

off Kr est la conductance de transfert ~ travers la couche limite. I I e s t admis ici qu'il n'y a pas de consommation de substrat dans la couche limite. Si l'on suppose que l'aire d'echange est ind~pendante de la cote consideree dans le biofilm, o2 qui w.~t 15 6--~

I1 est raisonnable de consid~rer la densit~ de flux (t¢') d'un compos6 non limitant proportionnelle ~ la densit~ de flux du compos~ limitant:

(7)

Transport /, travers la couche limite. On peut exprimer la densit6 de flux de mati6re a travers la touche limite par une relation ph6nom6nologique: (~0r~= ! +Tr ----=-- Kf (CB - C~= l)

Expression de la densitd de flux dun composd non limitant

L'efficacit~ d'~'puration de la pollution c a r b o n ~ dans son ensemble est alors: E

.

So - Se

.

. . So

(~)~= ~+~ra,(l - e) r So

(14)

A. GRASMICKet al.

722

Remarques Si le facteur limitant est la pollution hydrocarbonee, la variable C . qui apparalt dans l'6quation (16j correspond ~t la concentration de pollution dans reau de sortie par rapport a sa vateur ~ l'entr6e; cette valeur est fixee par le degre d'~puration souhaite. Si le facteur limitant est l'oxygene, la variable CB correspond h la concentration d'oxyg6ne dans le reacteur par rapport a sa valeur ~1 l'entree; C8 d6pend alors, en particulier, du transfert gaz-liquide.

C_~ . . . . . . . . . . . . . . . . . .

............

I'~

I

/

Ii I

lt~fluence de la turbulence

Fig. 2. Profil de concentration de retement limitant autour de la particule inerte. Fig. 2. Limiting substrate concentration profile around an inert particle,

La turbulence est induite par les mouvements du liquide et du gaz. O n admettra que la conductance de transfert b, travers la couche limite est proportionneUe aux vitesses respectives de ces phases: Kr = BUt. UG.

(17)

Le paramctre/3 prend alors la forme: /3 = B a~ (1 - elL Uc,.

avec

A~ = a~(1 - ¢_)V •-'ire de la surface d ' ~ h a n g e dans le r6,acteur; r = V/Q temps de passage eta ffit vide. Nous aliens considerer deux cas scion que la limitation provient de l'oxyg6ne o u du carbone organique.

Le compose limitant est Poxyoene L'efficacitc d'6puration est donn6e par la combinaison des ~luations (1<3), (12) et (14), soit:

E = ,~

~

2(

C~) +

-

(15)

avec

= (N,' Nb) ~]2

kX (1 est un nombre d ' u n i t ~ de r6action chimique

est le nombre d'unites de transfert dans le film biologique

(181

Conc[usions Quelle que soit l'origine de la limitation--par l'oxygene ou le carbone organique--l'efficacite du proe6d6 peut &re calcul6e a I'aide des 6quations (15) ou 06). Les valeurs des paramctres du mod~le d6pendent: (a) de la texture du milieu reactionnel: (b) des caracteristiques physico-biochimiques du film: (c) des performances du transfert de matiere, Il faut remarquer que le tbrmalisme propose est general et pourrait s'appliquer ~ des ol~rations de nitrification, de d6nitrification ou d'~puration carb o n ~ anaerobic. Scion que, pour des traitements aerobics, le milieu est diphasique ou triphasique et, scion la nature du compose limitant, le nombre de param6tres du mod61e varie: (a) si le compose limitant est independant de la phase gazeuse ou s'il n'y a pas de phase gazeuse: 2 parametres ~t et fl; (b) si le compose timitant provient de la phase gazeuse, il faut tenir compte en outre de la conductance de transfert gaz-liquide.

Nt = K d l - e)a~ TECHNIQUE

est le hombre d'unit6s de transfcrt h travers la touche limite.

Le compos~ limitant est la pollution hydrocarbon~e L'eflica¢it6 d'6puration est alors donn~e par la corn binaison des 6quat ions (9), (10) et (1,1): E = ~t[~/2(~B -- ~ , ) + ( ~ ) 2 -- ~].

(16)

EXPERIMENTALE

Les quelques r~ultats experimentaux que nous exposons constituent unc simple illustration de la thcorie proposee. Une 6tude experimentale plus vaste a ~t6 realis~ par Chatib (1950). Un sch6ma gOa6ral du r6acteur est pr~'sente a la Fig. 3. L'unit~ est compos6"e d'une colonne ca plexiglas de 9,4 cm de diam~tre int6rieur et de 200 cm de hauteur et peut se d~omposer en trois parties principales: I. la pattie (A) est garnie de billcs de verre de diamctre 6 ram, sur uric hauteur de 25 cm+ qui ont pour r61e d'uniformiser la distribution des fluides~

Epuration hydrocarbonne

723

2. ia zone de fluidisation (B) est garnie de biolite, garnissage dont les caract6ristiques sont pr6sent6cs au Tableau 2; des raccords rapides dispos6s le long d'une g~n6ratric¢ perrnettent d'6chantillonner et de rnesurer les penes de charge /l l'aide de rnanorn6tres ;i eau; 3. la zone calrnante (C) de diarn~tre 18 crn oh s'effcctue la separation des trois phases grfic¢/l une grille cylindrique, plac6e dans le prolongernent de (B),/~ i'int6rieur de laqueile Fair s'6chappe, la d6cantation des particules s'effectuant rapidernent li l'ext6rieur de la grille.

Tableau 2. Expression des 2 param6tres du mod61e Table 2. Relations for the 2 model parameters

L'eau du robinet subit dans un bac (G)/~ niveau constant, une a6ration destin6e/l ~lirniner ie chiore r6siduel; le substrat concentr6 est stock6 darts un r6servoir (H); l'eau et le substrat sont arnen6s dam la coionne par deux pornpes. Le substrat est compos6 d'un m61ange d'isobutanol, d'acide ac6tique et de lait en poudre dont la composition est consign6e dans le Tableau 4.

concentration de substrat dans I'eau d'entr6e So = 4 0 m g l - l ; concentration d'oxyg6ne d a m l'eau d'entr6e Co -- 8,6rag 1-1: hauteur totale de couche fluidis6e, L -- 110cm.

/kX fl =

N t ==

\ ,/2

L

Krat(l - ¢ ) z -- Bat(I --e)LUG

D~s l'injection de substrat, on observe une chute rapide de la concentration en oxyg6ne clans la colonne puis une stabilisation ~i une valeur proche de 1,5 mg I - I ; cette valeur limite de la concentration d'oxyg6ne obtenue quelles que soient les conditions exp6rimentales montre que l'oxyg6ne rcste darts ces exl~riences le phcnom6ne limitant; on retrouve d'aiileurs des valeurs proches de cellos observ6es en lit fixe (Grasmick et al., 1979, 1980). L'efficacit6 croh rapidemcnt puis se stabilise/l une valeur constante pendant tout le rcste de la manipulation. Les bilans permettent d'6tablir;

RESULTATS ET DISCUSSION Ddroulement d'un essai

Le r~acteur ctant ensemenc6, chaque operation est pr6c6d6e par une circulation d'eau propre puis on effcctue une injection 6chelon de substrat. Nous pr6sentons /t titre d'exemple, un essai type, effcctu6 dans les conditions suivantes: vitesse de l'eau en ffit vide, UL = ! 9 m h - 1, vitesse de Fair en ffit vide, UG = 25,4 m h - i ; Air (9)

Effluent (c) iI;, I

Eou du robinet

(6)

JJ (B)

r'"l

i

-

I

i[ •

(A .

.

.

.

.

.

.

.

.

.

.

m

°

m

.

D

°

n

°

~

(5)

~''-.

m

•

m

.

m

-

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.

,

.

~

.

n

I

reseau

J

? •

m

Fig. 3. Schema de l'appareillage. (1) Bac /~ niveau constant rempli d'eau a6r~¢; (2) bac de substrat concentre; (3) pornp¢ d'alirnentation; (4) d~bitm~tre; (5) r~servoir permettant la mesure de la pression et de la ternp~rature de Fair; (6) manom~tre diff~rentiel; (7) prise d'6chantillon; (8) r~acteur; (9) grille de separation. Fig. 3. Experimental set yp. (l) Constant level tank of aerated water; (2) concentrated substrate tank; (3) feed pump; (4) flowrneter; (5) pressure and temperature measure device; (6) differential manometer; (7) sampling; (8) reactor; (9) separation grid.

724

A. GRASMICK et al.

Tableau 3. Caraetcristiques du garnissage Table 3. Packing characterization Diametr¢ moyen des grains Porosit~ externe en lit fixe Porosit~ interne Masse volumique des grains humides Aire s~cifique des grains Vitess¢ d'eau minimum pour la fluidisation des grains COT 61imin6

0,83 mm 0,425 0,487 1,7 gcm - 3 71,42 cmUL

Isobutanol technique Acide ac~tique technique Lait cn poudrc Ammoniaque technique Acide orthophosphoriquc 857.~, Soude technique Compi~t~/~ I 1. par de l'Eau

= 14mh-'

= 1,4

oxyg~ne c o n s o m m 6 DCO

Tableau 4. Composition du substrat concentrc (solution mere) Table 4. ConcentratEd substratc composition

eliminee =

3,4.

oxyg~ne ¢onsommd La Fig. 4 illustre les remarques ei-dessus.

Influence des variables op~ratoires Afin d'~tudier le comportement de runit~ dans diverscs configurations on.fait varier suec~sivement la vitessc du liquide UL, de rair Uo et de la concentration en substrat So clans l'influent. Influence de la oitesse du liquide. Une augmentation de U t s¢ traduit par une croissance des apports d'oxyg~ne et de substrat au sein du milieu r~actionnel mais l'oxygdne ~tant limitant on n'observe pas de variation notable de la concentration dans la phase liquide {Fig. 5). La turbulence induite tend /t diminuer la couche limite autour de la biomasse, favorisant ainsi le transfert de carbone organique, ce qui compensc la diminution du temps de passage: refficacit~ d'~puration est pratiquement ind~pcndante de la vitesse du liquide et, par eorts&luent, du temps de passage dans le r~teteur, ccci jusclU'/t un point de rupture (Fig. 5). Influence de la oitesse lactation. Une augmentation de la vitessc de rair a pour effet: d'augmenter la turbulence dans le reacteur done de diminuer l'~paisscur de la touche limite et la r~sistance au transfert;

16,67 ml 9,11 ml 11,11 g 9,38 ml 1,41 mt 3,70 ml

d'augmenter rapport d'oxyg~ne dans le reacteur, mais raugrnentation de la concentration en oxyg~ne dissous est faible (Fig. 6}; l'efficacit6 d'6puration augrnente done avec le debit d'air (Fig. 6). Notons toutefois que l'unit6 exl~rimentale est munie d'un diffuseur assez rudimentaire et raugmentation de la vitesse entralne une coalescence partieUe des bulles qui tend a d6favoriser le transfert d'oxyg6ne; c'est pourquoi l'augnaentation d'etticacit6 n'est pas tres siguifieative. Influence de la concentration en substrat dans Feau d'entrde. La variation de So sur l'ettieacit6 est illustr~e /~ la Fig. 7; une augmentation de So entr~ne une diminution de refficaeite d'6puration, la concentration en oxyg6ne dans le r~acteur restant inchang~¢ (Fig. 7).

Comparaison entre les rdsultats theoriques et expdrimentaux Les valeurs des deux parametres ~, et/~ peuvent &re deterrnin~s directcrnent/~ partir des courbes ext~rimentales. Le Tableau 5 montre que, pour un substrat donn6, il est possible d'extrapoler les valeurs des param6tres a d'autres conditions de fonctionnement. Afin de comparer les diff6rentes experiences, nous avons extrapol6 les r~sultats obtenus/t des conditions ol~ratoires standards, choisies arbitrairernent, et consigners darts le Tableau 6. Le Tableau 7 donne les valeurs des efficacites theoriques et exl~rimentales obtenues sur une hauteur de

nR C8( t E°/° 60

4~4o ~ . . - ~ .

2120

0

~'-

~,

o

~

• x~

0

O

0

x

x

0

"t'- ' -F "~-"

20

I0

t,rl

Fig. 4. Evolution de refficacited'epuration et de la concentration d'oxygene a la sortie du reacteur. Fig. 4. Purificationefficiencyand outlet concentration vs time.

Epuration hydrocarbonne

725

E%

CB

60 _ 4.

A

4o

"'x~-o

x~'~'Y'~'~~

Z 20

x~

-c-

-b-

0 Y

O

' ~Y . . . .

I

l

IO

2o

~J. . . .

""y" ~-b-

I

30

Ui,m

~'-

h "!

Fig. 5. Influence de la vitesse du liquid. (a) U o = 1 2 . 7 m h - 1 / , So=40mgl-~COT {b) UG = 25.4 m h - l et (c) Uc = 38.2 m h - ~ Co = 8.6 mg I - '. Fig. 5. Liquid velocity influence. C~

,..m.~E:,° 6.

E%

6o

,

o

4-

-o-b-

X--

"''

X

-C-

o

,.,,=D X

"20 -b-

J--"-10

.--.L-20

L 30

"all."

U 6 ,m h "I

Fig. 6. Influence de U~. (a) U L = 12.7 m h - ' t (b) Ut = 25.4mh-~ (c} UL --- 31.Smh -l

et

So --- 40 regal-' en C O T C0 = 8 . 6 m g l - ' .

Fig. 6. U¢ influence. C8 mg I -t

E%

U G • 2 5 , 4 m h "l

60

U L =25,4 CO * 8 , 6 m g 4.

2

I"

40

20

-

o

m h "l

i

I

50

IOO S O ,mg

:

~-

I "I

Fig, 7. Influence de la concentration de pollution hydrocarbonn~e a I'entree du reacteur. Fig. 7. Inlet pollution concentration influence.

726

A. GRASMICK eta/. Tableau 6. Valeurs standard des parametres Table 6. Standard parameters values

Tableau 5. Extrapolation des valeurs des parametres diff~rentes conditions de fonctionnement Table 5. Extrapolation of parameters values to different working conditions Conditions operatoires

Valeurs de ref6rence des parametres

Conditions operatoires

Valeurs des param~tres :~ = 0,40

Co, So. Uu, U~, a~

Ut = 19.1 m h -t U~ = 2 5 . 4 m h - I So = 4 0 m g l t Co = 8 , 6 m g l a~ = 71 cm - t L = 30 cm

:~,/~

c~. s~. u,;. u~.. ~¢

~"

/~ = 8,51

(Coa:~ '~ Uu

= ~ c-~-d

~*

u-~

a,*. u~ = a, U o

ofa hi est la hauteur de lit fluidise off le diam6tre des grains est d~. Le calcul du premier parametre est rectifi~: en fonction de cette valeur de a~ et la prevision des performances du r6acteur est alors acceptable c o m m e le m o n t r e le Tableau 8.

3 0 c m de couche fluidis~. L'6cart relatif, inf~rieur 15%, est tout-/t-fait acceptable. C e p e n d a n t les mesures effectu~'es sur 130 cm de couche m o n t r e n t des incertitudes pouvant atteindre 100°~. Ceci est dfi au fait qu'il a p p a r a h dans ce reacteur des zones de s~-'gr~gation des particules (Fig. 8) par suite des differences de densite a p p a r e n t e r ~ u l t a n t du recouvrernent des grains par un film de masse volumique voisine de celle de reau. L'hypoth~se d'une valeur constante de l'aire Sl:~ifique des grains n'est alors plus valable, En tenant compte de r a u g m e n t a t i o n du diam~tre des grains, on peut corriger la valeur de a~ en supposant une valeur uniforme du diam6tre des grains d~finie par: Zh~d~

d~ = ~

CONCLUSION

Ce travail a permis de proposer un mod61e pour le d i m e n s i o n n e m e n t de r6acteurs fluidises d'6puration biologique homog6nes ou triphasiques. I1 a 6t6 v6rifi6 pour des conditions operatoires pr6cises, son e x t r a p o l a t i o n / t d'autres types d'effluent n~zessite la v6rification de la validite des cin6tiques et des m&zanismes de transport proposes. Les hypotheses physicobiochimiques de base sont utilisables dans un r~acteur non parfaitement agite.

6

= a~

Tableau 7. Efficacit~ experimentales et th¢oriques pour L = 30cm Table 7. Experimental and theoretical efficiencies at L = 30cm U.

U6

Co

So

E~.,

Eth=or

Incertitude relative

20 30 14 25 21 17 t5 II 7

19.6 26.3 16.0 25.7 19.6 14.7 13.8 9.4 7,2

2 12.3 14,2 3 6.7 15 8 14.5 3

(mh -l)

{mh -I)

(mgl - l l

(mgl -I)

12,7 12,7 19.1 19,1 25,4 31.8 25.4 25.4 25,4

12.7 25.4 12,7 38.2 25.4 38.2 25,4 25,4 25.4

6,6 7.8 7.6 8.6 8.6 8,0 8,9 7.9 8.4

41 41 40 39 40 42 63 80 103

(?g)

(0o)

(o~)

Tableau 8. Efficacites experimentales et th6oriques pour L = 130 cm, apres correction sur

ag

Table 8. Experimental and theoretical efficiencies at L = 130cm calculated with cor-

rectal a~

(mh -~)

(m h - ~)

C'e

(cm - 1)

(?~,)

(00)

Incertitude relative (0~,)

12,7 19,1 25,4 25,4 31.8 31.8

12,7 25,4 12.7 25,4 12,7 38,2

0,27 0.23 0.17 0,26 0.26 0.35

30.6 37,7 45 48 45 49,5

26 4l 20 39 30 35

24.8 38.9 17.9 37.3 27,5 31.9

3 5 13 5 8 9

UL

UG

aj

E~p

Etheor

Epuration hydrocarbonne

727

m

O O =' o o--clg-3-Srnm

o ° 0 o . _ clg • 2 rnrn 4==<:lg = Imm

o

o

•

dg -Imm

D~out de la filtrotion

Apr~s iO h

d 'operation

Colcul d' un cliarn~re moyen

Fig. 8. Segregation du floc dans le reacteur. Fig. 8. Floc segregation along the reactor.

Une dispersion partielle peut (~tre souvent caract~'isee par un seul paramc~tre qui interviendrait alors dans r~-Titure des bilans. Bien que le r~,acteur /t lit fluidis~ ait montr~ des performances intc~ressantes (~limination de 10 kg DBOs m -3 j o u r - ~ sans recyclage), l'~tude exp~rimentale a egalement mis en ~vidence les limites des r~acteurs triphasiques/~ petites particules, notamrnent, un transfen insuffisant d'oxyg~ne dans la phase liquide et surtout un autocurage insuffisant qui fair apparahre des zones de s~gr~gation provoquant,/l la limite, un colrnatage en sortie de r ~ c t e u r of~ les particules peuvent s'agglutiner ]es unes sur les autres. C'est pourquoi, nos recherches se poursuivent dans le but d'am~liorer ce type de contacteur. Rernerciernent--Les auteurs tiennent/l remercier Monsieur Alirio E. Rodrigues, Professeur/t la Facult~ des Ing~nieurs de Porto, Portugal, pour les conseils qu'il a hien voulu donner pour r~laboration.de ce travail. BIBLIOGRAPHIE

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