EP4594260A1 - Procédé de traitement de déchets complexes - Google Patents

Procédé de traitement de déchets complexes

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Publication number
EP4594260A1
EP4594260A1 EP23782533.6A EP23782533A EP4594260A1 EP 4594260 A1 EP4594260 A1 EP 4594260A1 EP 23782533 A EP23782533 A EP 23782533A EP 4594260 A1 EP4594260 A1 EP 4594260A1
Authority
EP
European Patent Office
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flow
mixture
fraction
soluble materials
reactor
Prior art date
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Pending
Application number
EP23782533.6A
Other languages
German (de)
English (en)
Inventor
Pierre-Emmanuel Pardo
Safwan AL AYOUBI
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Suez International SAS
Original Assignee
Suez International SAS
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Filing date
Publication date
Application filed by Suez International SAS filed Critical Suez International SAS
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Pending legal-status Critical Current

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    • C02F—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F9/00—Multistage treatment of water, waste water or sewage
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G OR C10K; LIQUIFIED PETROLEUM GAS; USE OF ADDITIVES TO FUELS OR FIRES; FIRE-LIGHTERS
    • C10L9/00—Treating solid fuels to improve their combustion
    • C10L9/08—Treating solid fuels to improve their combustion by heat treatments, e.g. calcining
    • C10L9/086—Hydrothermal carbonization
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
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    • C02F—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F11/00—Treatment of sludge; Devices therefor
    • C02F11/02—Biological treatment
    • C02F11/04—Anaerobic treatment; Production of methane by such processes
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    • C02F—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
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    • C02F11/18—Treatment of sludge; Devices therefor by thermal conditioning
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    • C10L2290/56—Specific details of the apparatus for preparation or upgrading of a fuel
    • C10L2290/562—Modular or modular elements containing apparatus

Definitions

  • the invention relates to the field of treatment of complex waste, including organic matter and inorganic matter, such as aqueous waste, sludge and sewage sludge.
  • biogas is a source of energy, whether it is recovered in the form of electricity, heat, or used as fuel, in particular as fuel or by injection as town gas.
  • the digestion process involves microorganisms, mainly bacteria, which break down or convert raw materials to produce biogas and effluent.
  • the process involves a series of reactions involving bacteria, mainly hydrolysis, acidogenesis, acetogenesis and methanogenesis.
  • biogas as the gas resulting from the digestion process.
  • This biogas comprises a mixture essentially consisting of methane, carbon dioxide and water.
  • Biogas may possibly include other gases, such as hydrogen, oxygen, nitrogen, hydrogen sulfide but they collectively represent less than 10% of biogas.
  • Biogas can be burned directly with oxygen and used as fuel.
  • the methane in biogas (known as biomethane) can also be concentrated to replace natural gas.
  • the invention relates to a process for treating a mixture M1 comprising at least organic matter, said process comprising:
  • step c) a step of heating the mixture M1p resulting from step b) to a temperature ranging from 250 to 450°C, in order to obtain a mixture M2,
  • step c) a solubilization step carried out on at least a fraction of the mixture M2 resulting from step c), optionally a heating step at a temperature ranging from 250 to 450°C, and a separation step in order to obtain an M4 flow enriched in soluble materials and an M3 flow depleted in soluble materials,
  • step d) being implemented in one or more reactors with an overall hydraulic residence time less than or equal to 20 minutes
  • the method of the invention further comprises an additional separation step e') implemented on at least a fraction of the flow M5 from step e) making it possible to obtain a gaseous fraction FG and a liquid flow M5', the digestion step f) then being carried out in a digester on at least a fraction, preferably the entirety, of the liquid flow M5', said gaseous fraction FG preferably also being introduced into the digester during said digestion step f).
  • an additional separation step e' implemented on at least a fraction of the flow M5 from step e) making it possible to obtain a gaseous fraction FG and a liquid flow M5'
  • the digestion step f) then being carried out in a digester on at least a fraction, preferably the entirety, of the liquid flow M5', said gaseous fraction FG preferably also being introduced into the digester during said digestion step f).
  • the separation step comprises an extraction of the M4 stream enriched in soluble materials and an extraction of the M3 stream depleted in soluble materials, preferably via two separately controlled outlets.
  • the heating step c) comprises at least two sub-steps, at least one of said sub-steps making it possible to heat the mixture M1p at a speed greater than or equal to 100°C/minute, preferably greater than or equal to 200°C/minute, more preferably greater than or equal to 400°C/minute.
  • the heat present in the M4 flow enriched in soluble materials from step d) is recovered.
  • the heat is recovered by heat exchange between the flow M4 enriched in soluble materials from step d) and the mixture M1p, preferably said heat exchange makes it possible to at least partially heat the mixture M1p during the heating step c).
  • step e the flow M4 enriched in soluble materials is cooled to a temperature less than or equal to 60°C, preferably less than or equal to 40°C.
  • said cooling step comprises at least two sub-steps, preferably said first sub-step is implemented by heat exchange between the heat of the flow M4 and the mixture M1p and makes it possible to obtain a flow cooled M4' and said second sub-step is a step of expanding the cooled flow M4' at a pressure ranging from 2 to 10 bars making it possible to produce flash steam, said flash steam possibly being injected into the mixture M1 in upstream of step a) or during step a).
  • the mixture M1 comprises from 5 to 50% by weight of solid materials, preferably from 15 to 25% by weight of solid materials, relative to the total weight of the mixture M1.
  • the method of the invention further comprises at least one step of valorizing at least a fraction of the flow M3, said at least one valorization step being preferably chosen from a hydrothermal gasification step, a wet oxidation step.
  • the heating device 4 comprises a heat exchanger making it possible to exchange heat between the flow M4 enriched in soluble materials from the reactor 5 and the flow M1p downstream of the pressurization pump 3, a cooled flow M4' is thus obtained.
  • the installation further comprises a heat exchanger 9 downstream of the heating device 4 making it possible to recover the heat present in the flow M4' and to transfer it to the mixture M1 for thermal hydrolysis, preferably via steam production.
  • the invention makes it possible to improve the treatment of organic material in a complex matrix. Improved processing allows better recovery of inorganic materials, such as salts, and organic matter.
  • the treatment process according to the invention allows limited energy expenditure, without this being to the detriment of the quality of the recovery.
  • the inventors have observed that increasing the temperature beyond hydrolysis temperatures can lead to the production of compounds potentially refractory to digestion, in particular because of long residence times which lead to molecular reorganizations of the short chains produced by hydrolysis or by radical destruction at these high temperatures.
  • the invention makes it possible to control the residence times at these high temperatures and in particular the speed of the rise in temperature, in order to improve digestibility.
  • the invention also proposes a solubilization step allowing water to play a role as a catalyst for chemical reactions, making it possible to obtain a more homogeneous mixture where all of the material is in intimate contact with the water.
  • This solubilization step implemented under controlled temperature and residence time conditions, makes it possible to improve the quality of the treated material for better digestion of said treated material.
  • FIG. 1 is a schematic representation of a treatment method according to the invention.
  • FIG. 1 is a schematic representation of a treatment method according to the invention.
  • FIG. 1 is a schematic representation of a treatment method according to the invention.
  • step e optionally a separation step implemented on at least a fraction – preferably the entirety – of the flow M5 resulting from step e) making it possible to obtain a gaseous fraction FG and a liquid flow M5',
  • a digestion step implemented on at least a fraction, preferably the entirety, of the mixture flow M5 resulting from step e) or where appropriate (i.e. when step e') is present) on at least one fraction, preferably the entirety, of the liquid flow M5' and preferably on at least part of the gas fraction FG.
  • the expression “at least a fraction of a mixture or flow” has the same meaning as the expression “all or part of said mixture or flow”. When it concerns a part of said mixture or said flow, this expression refers to a certain proportion of said mixture or said flow. For example, in the sense of this expression “each fraction of the mixture” or “each fraction of the flow” will have the same composition.
  • step no intermediate step or separation between steps X and Y.
  • step X introduces a characteristic present when step X is present.
  • the expression "if applicable of the flow X" introduces a characteristic present when the flow X is present.
  • Mixture M1 comprising at least organic matter
  • the mixture M1 comprises at least organic matter.
  • the mixture M1 also comprises inorganic material.
  • inorganic matter we can cite salts comprising anions such as phosphates, sulfates, chlorides, carbonates and hydrocarbonates with as counter ions for example sodium, magnesium, calcium, ammonium and metals.
  • the mixture M1 can for example be chosen from primary, mixed or biological sludge from municipal and industrial wastewater treatment plants.
  • the mixture M1 comprises from 5 to 50% by weight of solid materials, preferably from 15 to 25% by weight of solid materials, relative to the total weight of the mixture M1.
  • the process according to the invention comprises a step of hydrolysis of the mixture M1.
  • the hydrolysis step is carried out at a temperature ranging from 70 to 165°C and at a pressure ranging from 1 to 8 bars. These conditions make it possible to avoid vaporization of the medium.
  • the temperature during hydrolysis step a) ranges from 100 to 165°C, or even from 140 to 165°C.
  • step a) makes it possible to obtain a hydrolyzed mixture M1h also called hydrolyzate.
  • the hydrolysis step makes it possible to degrade the organic matter, in particular it makes it possible to break the chemical bonds and depolymerize the organic matter by the effect of water.
  • the mixture M1h will typically have a viscosity at least 2 times lower, preferably at least 4 times lower, more preferably at least 10 times lower than the viscosity of the mixture M1.
  • the ratio between the viscosity of the mixture M1 and the viscosity of the mixture M1h is at least 2, preferably at least 4, more preferably at least 10.
  • the viscosity defined in the context of the present invention is a kinematic viscosity measured at the same temperature (20°C for example) using rheometers adapted to the viscosity to be measured (cylinder – cylinder, plane-plane) and by measuring at the same shear (in s -1 ) the two viscosities, typically taking care to eliminate the problems of turbulence and to respect the rheological rules (for example spacing between cylinders depending on the particle size).
  • the hydrolysis step of the mixture M1 can be implemented in one or more hydrolysis reactors in parallel or in series.
  • Said hydrolysis step makes it possible to hydrolyze the mixture M1 thanks in particular to maintaining an average hydraulic residence time at the desired temperatures and pressures (preferably, temperatures ranging from 70 to 165°C and pressures ranging from 1 to 8 bars), it being understood that if the hydrolysis step is carried out in several hydrolysis reactors, the temperature may be identical or different in the different reactors, likewise, the pressure may be identical or different in the different reactors .
  • the hydrolysis step will implement an internal energy recovery step, thus making it possible to minimize the thermal consumption of the hydrolysis.
  • an energy recirculation loop from the hot hydrolyzate to the cold product to be hydrolyzed via, for example, production of expansion steam from the hot hydrolyzate and injection into the cold product to be hydrolyzed or heat exchange. .
  • a hydrolyzate M1h is obtained, said hydrolyzate M1h is not necessarily at the desired temperatures and pressures for hydrolysis. Indeed, before leaving the hydrolysis stage, the hydrolyzate could possibly undergo a cooling and/or relaxation stage.
  • the hydrolysis is carried out at a high temperature, for example ranging from 100 to 165°C, then it could be desirable to cool the hydrolyzate for example to a temperature below 90°C. , so that the flow M1h has a lower temperature for pressurization in step b) of the process of the invention
  • the extraction of the M1h hydrolyzate can be controlled by measuring the viscosity.
  • an additive is added to the mixture M1 to be treated upstream of the hydrolysis device or to the mixture during hydrolysis or to the mixture M1h downstream of the hydrolysis device.
  • a controlled quantity of steam can be injected into the hydrolysis reactor and diffused through the mixture M1. This control can be carried out by measuring the temperature in the hydrolysis reactor. Thus, when the set temperature is reached, the steam injection can be stopped.
  • the mixture M1 is mixed, for example it is stirred.
  • the hydrolysis reactor can be a batch reactor, optionally stirred.
  • the treatment process may optionally include a grinding step, preferably mechanical grinding.
  • the step of grinding the mixture M1 can be carried out before, during or after hydrolysis. In the latter case, grinding is then carried out on the M1h mixture.
  • the process of the invention may possibly comprise a step of recirculating at least a fraction of the hydrolyzate ground with the entry to the hydrolysis stage.
  • the hydrolysis reactor(s) comprise a recirculation loop provided with a grinding device, making it possible to introduce at least a fraction of the hydrolyzate into said grinding device and to return at least a fraction, preferably all, of the hydrolyzate thus crushed, at the entrance to the hydrolysis step.
  • the objective of this grinding step is to reduce the particle size of the mixture M1, typically so that the particle size of the solid fraction is less than 1000 ⁇ m, preferably less than 500 ⁇ m, preferably less than 100 ⁇ m.
  • the grinding step allows homogenization of the M1 mixture and a reduction in viscosity which will allow much better control of heating and solubilization.
  • grinding and the reduction in particle size also contribute to the homogenization of the biomass and its solubilization.
  • the process according to the invention comprises a step of pressurizing the mixture M1h to a pressure ranging from 20 to 350 bars, preferably from 50 to 300 bars, preferably from 150 to 270 bars, preferably from 170 to 220 bars , preferably from 170 to 210 bars.
  • a mixing flow M1p is obtained.
  • pressurization makes it possible to bring the mixture M1h to a sufficient pressure so that the mixture is in a mainly liquid phase. More specifically, the pressure in the M4 mixture will typically be greater than the saturated vapor pressure of said M4 mixture to maintain the water in the liquid phase.
  • a pump can be provided on the line leaving the hydrolysis reactor.
  • a pump provided for this purpose feeds the pressurization pump.
  • the process according to the invention comprises a step of heating the mixture M1h resulting from step b) to a temperature ranging from 250 to 450°C, preferably ranging from 250 to 400°C, more preferably from 300 to 400°C. vs.
  • a flow M2 is obtained at the end of heating step c).
  • the heating step can be implemented in a heat exchanger, for example by heat exchange using as heating fluid the flow M4 enriched in soluble materials from step d) of the process.
  • Heating step c) may optionally include several heating sub-steps via one or more heat exchangers.
  • At least one heating sub-step is implemented by heat exchange using as heating fluid the flow M4 enriched in soluble materials from step d) of the process.
  • the heating step comprises at least two heating sub-steps
  • at least one of these sub-steps is implemented at a high speed.
  • At least one heating sub-step is carried out at a speed greater than or equal to 100°C/minute, preferably greater than or equal to 200°C/minute, even more preferably greater than or equal to 200°C/minute. equal to 400°C/minute.
  • the highest possible average delta T typically greater than 50°C. , preferably greater than 100°C, preferably greater than 200°C.
  • the average delta T is the average of the delta T at all points of the interchange.
  • the average delta T can be calculated as the logarithmic delta T taken over the inlet temperatures and outlet temperatures of each fluid.
  • the heating step c) could thus be a combination between on the one hand the heat exchange with the flow M4 whose absolute temperature is limited by the needs of the process and on the other hand the heat exchange with another fluid which itself can be either heated by electricity, hot gases or directly available hot from an external source or finally the exchanger can directly be heated by electricity by induction, or thermal resistance, or micro -waves.
  • a heat exchanger can be present downstream of the pressurization pump, said heat exchanger being configured to recover the heat from the flow M4 enriched in soluble materials from step d) and to heat the mixture M1p before step d) of solubilization.
  • an additive is added upstream of the solubilization step, in the mixture flow M1p during the heating step of step c) and/or downstream of step c) in the flow M2.
  • the additive is chosen from oxidizing reagents such as liquefied oxygen, hydrogen peroxide, air or permanganate salts such as potassium permanganate, or from alkaline reagents such as for example KOH, NaOH, KHCO3, K2CO3, CaO, Ca(OH)2, CaCO3, Ca(HCO3)2, Mg(OH)2, MgO.
  • oxidizing reagents such as liquefied oxygen, hydrogen peroxide, air or permanganate salts such as potassium permanganate
  • alkaline reagents such as for example KOH, NaOH, KHCO3, K2CO3, CaO, Ca(OH)2, CaCO3, Ca(HCO3)2, Mg(OH)2, MgO.
  • the process includes a step of adding an additive of the oxidizing reactive type, then preferably, said addition step is implemented in the mixture flow M2 downstream of the heating step c).
  • the installation for implementing the process comprises at least one heat exchanger sized to allow rapid heating of the mixture M1p, for example at a speed greater than or equal to 100°C/minute preferably greater than or equal to 200°C/minute, more preferably greater than or equal to 400°C/minute.
  • Viscosity is the key to improving heating rates.
  • hydrolysis step a) is advantageously carried out so that the viscosity of the hydrolyzed waste (M1p) is compatible with the heating rate desired in step c).
  • the method comprises a continuous measurement of the viscosity in the mixture M1h.
  • Too slow a heating speed during step c) can lead to uncontrolled parasitic reactions (chartar) due to too long residence times.
  • Step d) of the process is implemented in one or more reactors with an overall hydraulic residence time less than or equal to 20 minutes, preferably less than or equal to 10 minutes, preferably less than or equal to 5 min.
  • the overall hydraulic residence time is the average residence time of a drop of M2 from the entry of the material M2 (start of step d)) and the exit of the flow M4 enriched in soluble materials (end of the step d).
  • the reactor(s) making it possible to implement step d) may be tubular reactors and/or continuously stirred tank reactors and/or baffled tank reactors or other types of reactors making it possible to have uniformity. residence times in the reactor, said reactor(s) possibly comprising one or more filters.
  • the process according to the invention comprises a step of solubilizing d1) of at least a fraction of the mixture M2 resulting from step c).
  • the solubilization step is carried out on the entire mixture M2 resulting from step c).
  • the solubilization step makes it possible to make the organic matter of the M2 mixture homogeneous in a hydrothermal environment and makes it possible to make at least part of the organic matter of the M2 mixture soluble.
  • this solubilization stage is distinguished from a liquefaction stage where the organic matter becomes insoluble in water (oil formation) and can therefore separate from the water.
  • the solubilization step does not include oil formation.
  • the solubilization step makes it possible to prepare an M6 mixture also called M6 liquid liquor.
  • liquid liquor M6 will typically include at least organic matter and at least inorganic matter.
  • the solubilization step is carried out in a tubular reactor or in a continuously stirred tank reactor.
  • the residence time in the solubilization step d1) is less than or equal to 20 minutes, preferably less than or equal to 10 minutes, preferably less than or equal to 5 minutes.
  • the process according to the invention may optionally comprise, during step d), a heating step (step d2) of all or part of the mixture present during solubilization, before separation step d3).
  • the heating step d2) is implemented on the entire mixture present during solubilization, before the separation step d3).
  • heating step d2) makes it possible to heat the mixture to a temperature ranging from 250 to 450°C, preferably from 250 to 400°C, more preferably from 300 to 400°C.
  • This step d2) makes it possible to reach a thermal range which favors the separation of the soluble fraction and the insoluble fraction by gravity thanks to the modification of the precipitation constants and the density of the medium.
  • the heating step can be implemented by direct heating or by indirect heating, for example by heat exchange.
  • the heating step can be implemented in the solubilization reactor(s) or in one or more reactors downstream of the solubilization reactor(s).
  • the heated mixture will be called mixture M6’.
  • the process according to the invention comprises a step of separation d3) of at least a fraction of the mixture obtained after solubilization d1) and where appropriate after heating d2), in order to obtain a flow M4 enriched in soluble materials and a flow M3 depleted in soluble materials.
  • flow enriched in soluble materials means a flow comprising a mass proportion of soluble materials greater than the mass proportion of soluble materials in the mixture M2.
  • flow depleted in soluble materials means a flow comprising a mass proportion of soluble materials less than the mass proportion of soluble materials in the mixture M2.
  • a soluble material will be the material obtained after filtration in a 40 ⁇ m filter (material not retained by said 40 ⁇ m filter) then drying of an initial material.
  • the ratio between the concentration of soluble materials in the flow M4 enriched with soluble materials and the concentration of soluble materials in the mixture M2 is greater than or equal to 2, preferably greater than or equal to 5.
  • Separation step d3) can be implemented in the reactor(s) of step d).
  • this separation step d3) can be carried out in the same reactor(s) as the solubilization step d1).
  • separation step d3) can be implemented in a separate separation device comprising a line for supplying the mixture M6 from step d1) or, where appropriate, the mixture M6' from step d2 ) and two output lines: (i) an extraction line for the M3 stream depleted in soluble materials and (ii) an extraction line for the M4 stream enriched in soluble materials.
  • the separation device can be a separation device by gravity or by hydraulic effect of the cyclone type typically provided in the lower part with a draining system operating continuously or intermittently or by filtration.
  • step d) is implemented in a reactor allowing a differentiation of the residence times between the so-called solid fraction (enriched in insoluble materials) and the so-called liquid fraction (enriched in soluble materials).
  • This differentiation of residence times can for example be implemented via a filter placed in the reactor of step d) which allows the liquid to pass without passing the solid.
  • the reactor of step d) includes an outlet of a flow M3 depleted in soluble materials.
  • step d The process is thus carried out so as to separate the solubilized material from the non-solubilized material, at the end of step d).
  • the separation step is implemented by controlling the mass residence time, preferably by controlling the residence time of the soluble materials.
  • the separation step comprises an extraction of the M4 stream enriched in soluble materials followed by an extraction of the M3 stream depleted in soluble materials, preferably via two different outlets.
  • the residence time of the insoluble material will be controlled.
  • the extraction of the M3 flow can be done by a continuous or non-continuous outlet (for example sequenced), which will allow a residence time of this insoluble material greater than that of the soluble material.
  • the extraction of flow M4 can be controlled according to the entry of flow M2.
  • the M4 flow enriched in soluble materials will be extracted through an outlet in the upper part of the reactor and the M3 flow depleted in soluble materials will be extracted through an outlet in the lower part of the reactor. reactor.
  • the outlet in the upper part of the reactor is located at an altitude higher than the inlet and the outlet in the lower part of the reactor is located at an altitude lower than the inlet.
  • the heat present in the flow M4 enriched in soluble materials from step d) is recovered, said recovered heat preferably making it possible to at least partially heat the mixture M1p during step c) and/or the mixture M1 during step a).
  • this heat recovery is implemented by heat exchange between the flow M4 enriched in soluble materials from step d) and the mixture M1p and/or M1.
  • At least one additive is added to the M3 flow depleted in soluble materials from step d).
  • said additive is added to the flow M3 in a recovery reactor located downstream of the flow outlet M3.
  • said additive is chosen from oxidizing reagents such as liquefied oxygen, hydrogen peroxide, air or permanganate salts such as potassium permanganate, or from magnesium salts such as for example l magnesium hydroxide (Mg(OH)2), magnesium oxide (MgO) or magnesium chloride (MgCl2) or among alkaline reagents such as for example KOH, NaOH, KHCO3, K2CO3, CaO, Ca(OH) )2, CaCO3, Ca(HCO3)2, Mg(OH)2, MgO, or among ammoniacal solutions such as ammonium hydroxide or ammonium chloride or among a mixture of these reagents.
  • oxidizing reagents such as liquefied oxygen, hydrogen peroxide, air or permanganate salts such as potassium permanganate
  • magnesium salts such as for example l magnesium hydroxide (Mg(OH)2), magnesium oxide (MgO) or magnesium chloride (MgCl2) or among alkaline rea
  • the mixture M1 comprises phosphorus and the flow M3 depleted in soluble materials from step d) comprises at least 70% by weight of the total weight of phosphorus present in the mixture M1. In other words, at least 70% by weight of the phosphorus present in the mixture M1 is recovered in the flow M3 depleted in soluble materials resulting from step d).
  • the mixture M1 comprises phosphorus and the flow M3 depleted in soluble materials from step d) comprises phosphorus, preferably in a proportion ranging from 1 to 20% by dry weight, relative to the weight total dry matter of the M3 flow depleted in soluble materials from step d).
  • At least one first additive is added to the mixture M upstream of step d) and at least one second additive is added to the flow M3 depleted in soluble materials from step d) , the first additive preferably being different from the second additive.
  • said additives are chosen from oxidizing reagents such as liquefied oxygen, hydrogen peroxide, air or permanganate salts such as potassium permanganate, or from magnesium salts such as for example l magnesium hydroxide (Mg(OH)2), magnesium oxide (MgO) or magnesium chloride (MgCl2) or among alkaline reagents such as for example KOH, NaOH, KHCO3, K2CO3, CaO, Ca(OH) )2, CaCO3, Ca(HCO3)2, Mg(OH)2, MgO, or among ammoniacal solutions such as ammonium hydroxide or ammonium chloride or among a mixture of these reagents.
  • oxidizing reagents such as liquefied oxygen, hydrogen peroxide, air or permanganate salts such as potassium permanganate
  • magnesium salts such as for example l magnesium hydroxide (Mg(OH)2), magnesium oxide (MgO) or magnesium chloride (MgCl2) or among alkaline
  • the method according to the invention comprises a cooling step and a relaxation step implemented on at least a fraction, preferably the entirety, of the M4 flow enriched in soluble materials from step d), in order to obtain a M5 flow cooled and expanded.
  • Flow M5 is a liquid flow which may possibly include an insoluble gaseous fraction.
  • the M4 flow enriched in soluble materials is cooled to a temperature less than or equal to 60°C, preferably less than or equal to 40°C, before being relaxed.
  • Cooling can be implemented using a cooling device chosen from a heat exchanger integrated or not with a rankine, flash, scrubber cycle.
  • the cooled M4 flow is expanded in an expansion device up to a pressure ranging from 1 to 10 bar.
  • a cooled and relaxed M5 flow is obtained. This expansion step makes it possible to reduce the pressure before injection into the digester, a device generally under low overpressure (less than 1 bar relative).
  • the cooled and expanded M5 flow supplies the digestion device.
  • the flow M4 can partially or entirely heat the flow M1p during the heating step c) and/or the flow M1 during step a).
  • the flow M4 only partly heats the flow M1p, the other part of the flow M1p can be heated by another fluid during step c), and in this case, the flow M4 is generally not sufficiently cooled, this cooled flow is called flow M4'.
  • the residual heat from the flow M4' can be used to heat the fluid M1 during the hydrolysis step, for example by expanding the flow M4' to a pressure of 2-10 bars, the expansion steam can thus be used in this case to heat the mixture M1 by direct injection.
  • the heating step c) is implemented partly in a heat exchanger, said heat exchanger making it possible to partly heat the flow M1p and partly cool the flow M4 coming from the step d).
  • the partly cooled flow M4' undergoes additional cooling by expansion in a cooling device, which will produce steam which can then be injected into the hydrolysis reactor of step a).
  • the cooled flow M4' could undergo a second cooling, downstream of the first cooling, for example by dilution with water or by heat exchange with a cold source to reach a temperature less than or equal to 60 °C, preferably less than or equal to 40°C.
  • the cooling step can be implemented in one or more cooling devices in series.
  • the method of the invention further comprises a separation step e') implemented on at least a fraction of the flow M5 from step e) making it possible to obtain a gaseous fraction FG and a liquid flow M5'.
  • the digestion step f) will then preferably be carried out on at least a fraction, preferably the entire liquid flow M5'.
  • the process according to the invention comprises at least one digestion step, preferably an anaerobic digestion step.
  • Anaerobic digestion after a hydrolysis and separation treatment of inorganic material makes it possible, for example, to increase the production of biogas compared to standard digestion because the organic polymers such as lignin or cell wall have been solubilized and broken into shorter pieces. chains more easily digestible and there is less competition between methanogenic and inorgano-reducing bacteria.
  • the digestion step f) is implemented in a digestion device.
  • the digestion device during step f) is supplied with at least a fraction of the flow M5 from step e), preferably by the entire flow M5, and/or, when step e') is present by at least a fraction of the liquid flow M5' from step e'), preferably by the entire flow M5'.
  • the digestion device will be supplied by at least two inlets, a first inlet to introduce the liquid flow M5' and a second inlet to introduce the fraction gaseous FG.
  • Anaerobic digestion can be mesophilic or thermophilic.
  • the temperature in the digester ranges from 33°C to 37°C and the residence time is 16 to 22 days.
  • thermophilic digestion When thermophilic digestion is implemented, then the temperature in the digester ranges from 55° to 60°C and the residence time is 10 to 12 days.
  • the residence time and temperature are two factors influencing the proper degradation of sludge and therefore the optimization of energy production.
  • This biogas typically comprises a mixture essentially consisting of methane, carbon dioxide and water.
  • Biogas may possibly include other gases, such as hydrogen, oxygen, nitrogen, hydrogen sulfide, but these other gases collectively represent less than 10% by total weight of the biogas.
  • the M3 flow depleted in soluble materials from step d) will typically include organic matter and inorganic matter.
  • the method further comprises at least one step of valorizing at least a fraction of the flow M3, said at least one valorization step being preferably chosen from a hydrothermal gasification step, an oxidation step by wet process (OVH).
  • at least one valorization step being preferably chosen from a hydrothermal gasification step, an oxidation step by wet process (OVH).
  • This additional step will make it possible to efficiently valorize the organic matter still present in this M3 flow while simultaneously valorizing the insoluble inorganic material present in this M3 flow.
  • this M3 flow which could be considered as non-recoverable waste in state-of-the-art processes will generate recoverable by-products.
  • the process of the invention will allow, on the one hand, excellent solubilization to allow good quality digestion and, on the other hand, convert the M3 flow into a valuable material.
  • Hydrothermal gasification is a thermal depolymerization process used to convert organic material present in a humid environment into a mixture of only small molecules under high to moderate temperature and pressure.
  • the carbon and hydrogen of an organic material are converted, thermochemically under near-critical or supercritical conditions. A part is converted into compounds with low molar masses that are soluble in water.
  • CO2 carbon dioxide
  • CH4 methane
  • H2 dihydrogen
  • CO carbon monoxide
  • C2H6 ethane
  • propane C3H8
  • Methane is also produced by methanation of CO and CO2, using dihydrogen.
  • GH can be considered as a decomposition process transforming the organic residues present in the M3 stream into a more easily biodegradable material and into ammonia dissolved in the liquid phase.
  • the processing conditions (in particular the temperature, pressure, and to a lesser extent the residence time) of the GH can be adjusted to not only produce a gas fraction containing CH4, CO, CO2 and H2 (gas synthesis), but also to produce an aqueous effluent, containing mainly on one side easily digestible compounds, in particular carboxylic acids and on the other side ammonia in the form of ammonium salt of the carbonic acids produced.
  • GH is different from hydrothermal liquefaction (HTL), particularly in that the conversion rate and level of decomposition of organic matter in HTL are not as high as in GH, even when GH is operated under moderate temperature conditions.
  • HTL hydrothermal liquefaction
  • Condensation reactions (mainly including Aldol condensation, alkylation or Friedel-Craft acylation) of intermediates are an important reaction pathway, leading to the formation of a biocrude which is an oil (also called bio -oil) which can be used as fuel, i.e. biocrude contains organic molecules containing 5 or more carbon atoms, usually 8 to 16 carbon atoms.
  • biocrude contains organic molecules containing 5 or more carbon atoms, usually 8 to 16 carbon atoms.
  • GH's liquid product mainly contains easily biodegradable compounds.
  • GH differs from pyrolysis in that it is carried out in a medium containing water, the water being in a supercritical or quasi-critical state.
  • GH differs from “conventional” gasification of organic materials in that “conventional” gasification reduces the carbon/hydrogen (C/H) mass ratio, which leads to products with increased calorific value, including a gas predominantly composed synthesis gas (mixture of H2 /CO), bio-oil and/or carbonaceous solid (char).
  • C/H carbon/hydrogen
  • the hydrothermal gasification step is typically implemented in a hydrothermal gasification reactor, fed at the input by at least a fraction of flow M3, said fraction of flow M3 can come directly from step d) or said flow fraction M3 can be put under pressure and/or preheated and/or additived with an additive upstream of the gasification reactor.
  • the gasification reactor is a tubular reactor.
  • the hydrothermal gasification step is carried out at a temperature below 600°C, preferably at a temperature ranging from 350°C to less than 600°C, more preferably ranging from 450 to less than 600°C. vs.
  • the hydrothermal gasification step is carried out at a pressure greater than or equal to 220 bars, preferably greater than or equal to 250 bars.
  • the (overall) residence time of the M3 flow in the GH step typically ranges from 1 min to 20 min, preferably from 2 min to 10 min, more preferably from 3 to 5 min.
  • the hydrothermal gasification step is carried out in the presence of a catalyst.
  • the catalyst is chosen from metals on activated carbon, for example of the ruthenium, nickel, palladium or platinum type.
  • the catalyst can be in the form of a bed of solid particles within the gasification reactor.
  • the invention also relates to an installation for implementing the treatment method according to the invention.
  • THE has illustrate an installation according to the invention, without limiting its scope.
  • the reactor 5 comprises one or more filters.
  • the separation device 51 consists of one or more filters.
  • the heating device 4 is a heat exchanger making it possible to exchange heat between the heat of the flow M4 coming from the reactor 5 and the flow M1p downstream of the pressurizing pump 3 (and in upstream of the reactor 5).
  • the heat exchanger 9 makes it possible to recover the heat present in the flow M4 and transfer it to the mixture M1 in the hydrolysis device 1 or upstream of the hydrolysis device.
  • the heat exchanger 9 is downstream of the heating device 4 and makes it possible to recover the heat present in the flow M4'.
  • the flow line M4 downstream of the reactor 5 successively comprises a heat exchanger (corresponding to the heating device 4) and a heat exchanger 9 and an expansion device 10.
  • the installation further comprises a steam supply line from the second outlet of the expansion device 10 to the mixture supply line M1 and/or to the hydrolysis reactor 1 .
  • the installation further comprises at least one injection device making it possible to inject an additive into at least one element chosen from:
  • the installation comprises a separation device 12 supplied by the flow line M5 coming from the device 10, and comprising an outlet for the gas fraction FG and an outlet for the liquid flow M5' .
  • the gas fraction FG from the separation device 12 is injected into the digester 11 through an inlet different from the flow inlet M5'.
  • the installation further comprises, on a flow outlet line M3 downstream of the reactor 5, at least one recovery device, preferably chosen from a hydrothermal gasification device or a device wet oxidation, said recovery device preferably being present downstream of the additive injection line when it is present.
  • at least one recovery device preferably chosen from a hydrothermal gasification device or a device wet oxidation, said recovery device preferably being present downstream of the additive injection line when it is present.
  • the installation according to the invention can of course include one or more of the characteristics described in the context of the method according to the invention.

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Abstract

L'invention concerne un procédé de traitement d'un mélange M1 comprenant au moins de la matière organique, ledit procédé comprenant : a) une étape d'hydrolyse du mélange M1 permettant d'obtenir un mélange hydrolysé M1h, b) une mise sous pression du mélange M1h afin d'obtenir un flux M1p, c) une étape de chauffage du mélange M1p issu de l'étape b) afin d'obtenir un mélange M2, d) une étape de solubilisation mise en œuvre sur au moins une fraction du mélange M2 issu de l'étape c), éventuellement une étape de chauffage, et une étape de séparation afin d'obtenir un flux M4 enrichi en matières solubles et un flux M3 appauvri en matières solubles, e) une étape de refroidissement et de détente d'au moins une fraction du flux M4 enrichi en matières solubles issu de l'étape d), afin d'obtenir un flux M5, f) une étape de digestion mise en œuvre sur au moins une fraction du flux M5 issu de l'étape e).

Description

    PROCEDE DE TRAITEMENT DE DECHETS COMPLEXES DOMAINE TECHNIQUE DE L’INVENTION
  • L’invention concerne le domaine du traitement de déchets complexes, comprenant de la matière organique et de la matière inorganique, tels que des déchets aqueux, des boues et des boues d'épuration.
    •  ETAT DE LA TECHNIQUE
  • La digestion des boues, réalisée dans un digesteur, est une dégradation partielle de la matière organique par voie biologique, résultant d'une succession de réactions, conduisant à la formation d'un mélange gazeux appelé biogaz. Ce biogaz est source d'énergie, qu'il soit valorisé sous forme d'électricité, de chaleur, ou utilisé comme combustible, notamment comme carburant ou par injection comme gaz de ville.
  • Le processus de digestion implique des micro-organismes, principalement des bactéries, qui décomposent ou convertissent les matières premières pour produire un biogaz et un effluent. Le processus implique une série de réactions impliquant des bactéries, principalement l'hydrolyse, l'acidogénèse, l'acétogenèse et la méthanogénèse.
  • Par la suite, on désignera par le terme « biogaz », le gaz résultant du processus de digestion. Ce biogaz comprend un mélange essentiellement constitué de méthane, de dioxyde de carbone et d'eau. Le biogaz peut éventuellement comprendre d'autres gaz, tels que l’hydrogène, l’oxygène, l'azote, le sulfure d'hydrogène mais ils représentent collectivement moins de 10 % du biogaz. Le biogaz peut être brûlé directement avec de l'oxygène et être utilisé comme combustible. Le méthane contenu dans le biogaz (connu sous le nom de biométhane) peut également être concentré pour remplacer le gaz naturel.
  • Les procédés de l’état de la technique ne sont typiquement pas suffisamment sélectifs. Les rendements sont insuffisants pour une grande partie de matières organiques puisqu’ils sont souvent limités à 30-35% de rendement sur matière organique.
  • Le concept d’hydrolyse thermique a été mis en œuvre et permet d’augmenter de 5 à 15% les rendements de digestion. Ces concepts en batch ou en continu sont basés sur une température de 140-170°C et un temps de séjour de 30 minutes. Ces rendements sont certes intéressants mais une grande partie de l’augmentation de rendement part dans le chauffage de cet équipement car les récupérations thermiques entrainent toujours un chauffage du produit initial à 100°C environ.
  • De plus ces traitements se concentrent sur la partie organique de la matière et délaissent l’intérêt à récupérer la fraction minérale riche en phosphore par exemple.
  • Il existe donc un besoin pour proposer un procédé de traitement avec un rendement élevé, une bonne gestion thermique et amélioration de la qualité de la matière traitée pour la valorisation de déchets contenant de la matière organique et de la matière inorganique.
    •
  • L’invention concerne un procédé de traitement d’un mélange M1 comprenant au moins de la matière organique, ledit procédé comprenant :
  • a) une étape d’hydrolyse du mélange M1 à une température allant de 70 à 165°C et à une pression allant de 1 à 8 bars permettant d’obtenir un mélange hydrolysé M1h, le ratio entre la viscosité du mélange M1 et la viscosité du mélange M1h étant d’au moins 2,
  • b) une mise sous pression du mélange M1h à une pression allant de 20 à 350 bars, afin d’obtenir un flux M1p,
  • c) une étape de chauffage du mélange M1p issu de l’étape b) à une température allant de 250 à 450°C, afin d’obtenir un mélange M2,
  • d) une étape de solubilisation mise en œuvre sur au moins une fraction du mélange M2 issu de l’étape c), éventuellement une étape de chauffage à une température allant de 250 à 450°C, et une étape de séparation afin d’obtenir un flux M4 enrichi en matières solubles et un flux M3 appauvri en matières solubles,
  • ladite étape d) étant mise en œuvre dans un ou plusieurs réacteurs avec un temps de séjour hydraulique global inférieur ou égal à 20 minutes,
  • e) une étape de refroidissement et de détente d’au moins une fraction du flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d), afin d’obtenir un flux M5,
  • f) une étape de digestion mise en œuvre sur au moins une fraction du flux M5 issu de l’étape e).
  • Selon un mode de réalisation, le procédé de l’invention comprend en outre une étape de séparation supplémentaire e’) mise en œuvre sur au moins une fraction du flux M5 issu de l’étape e) permettant d’obtenir une fraction gazeuse FG et un flux liquide M5’, l’étape de digestion f) étant alors mise en œuvre dans un digesteur sur au moins une fraction, de préférence la totalité, du flux liquide M5’, ladite fraction gazeuse FG étant de préférence également introduite dans le digesteur lors de ladite étape de digestion f).
  • De préférence, l’étape de séparation comprend une extraction du flux M4 enrichi en matières solubles et une extraction du flux M3 appauvri en matières solubles, de préférence via deux sorties contrôlées séparément.
  • Selon un mode de réalisation, l’étape de chauffage c) comprend au moins deux sous-étapes, au moins une desdites sous-étapes permettant de chauffer le mélange M1p à une vitesse supérieure ou égale à 100°C/minute de préférence supérieure ou égale à 200°C/minute, de préférence encore supérieure ou égale à 400°C/minute.
  • De préférence, la chaleur présente dans le flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d) est récupérée. De préférence, la chaleur est récupérée par échange de chaleur entre le flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d) et le mélange M1p, de préférence ledit échange de chaleur permet de chauffer au moins partiellement le mélange M1p lors de l’étape de chauffage c).
  • Selon un mode de réalisation, lors de l’étape e) le flux M4 enrichi en matières solubles est refroidi à une température inférieure ou égale à 60°C, de préférence inférieure ou égale à 40°C.
  • Selon un mode de réalisation, ladite étape de refroidissement comprend au moins deux sous-étapes, de préférence ladite première sous-étape est mise en œuvre par échange de chaleur entre la chaleur du flux M4 et le mélange M1p et permet d’obtenir un flux refroidi M4’ et ladite deuxième sous-étape est une étape de détente du flux refroidi M4’ à une pression allant de 2 à 10 bars permettant de produire de la vapeur de détente, ladite vapeur de détente pouvant éventuellement être injectée dans le mélange M1 en amont de l’étape a) ou lors de l’étape a).
  • Selon un mode de réalisation, le mélange M1 comprend de 5 à 50% en poids de matières solides, de préférence de 15 à 25% en poids de matières solides, par rapport au poids total du mélange M1.
  • Selon un mode de réalisation, au moins un additif est ajouté à au moins un flux choisi parmi :
    • Le flux de mélange M1 en amont de l’étape a),
    • Le mélange M1 pendant l’étape a),
    • le flux de mélange M1h en amont de l’étape b),
    • le flux de mélange M1p en amont de l’étape c),
    • le mélange M1p pendant l’étape c),
    • le flux de mélange pendant l’étape d),
    • le flux M3 appauvri en matières solubles issu de l’étape d).
  • Selon un mode de réalisation, le procédé de l’invention comprend en outre au moins une étape de valorisation d’au moins une fraction du flux M3, ladite au moins une étape de valorisation étant de préférence choisie parmi une étape de gazéification hydrothermale, une étape d’oxydation par voie humide.
  • L’invention concerne également une installation pour la mise en œuvre d’un procédé de traitement selon l’invention, ladite installation comprenant :
    • Au moins un réacteur d’hydrolyse 1 comportant éventuellement un dispositif d’agitation, alimenté en entrée par une ligne d’amenée du mélange M1 à traiter et comportant une ligne de sortie du mélange hydrolysé, ledit au moins un réacteur d’hydrolyse étant éventuellement précédé(s) par un dispositif de broyage ou muni d’une boucle de recirculation munie d’un dispositif de broyage ou suivi d’un dispositif de broyage, en amont de la pompe 3,
    • une pompe de mise sous pression 3 alimenté en entrée par le mélange hydrolysé éventuellement broyé, et comportant une ligne de sortie du mélange M1p,
    • un dispositif de chauffage 4 comportant une entrée permettant d’introduire au moins une fraction du mélange M1p en aval de la pompe 3, et comportant au moins une sortie pour le mélange M2,
    • un réacteur 5 comportant une entrée permettant d’introduire au moins une partie du mélange M2 issu du dispositif de chauffage 4 et comportant au moins deux sorties, une sortie pour le flux M3 et une sortie pour le flux M4,
      • ledit réacteur 5 comprenant éventuellement des moyens de chauffage, et
      • ledit réacteur 5 comprenant des moyens de séparation permettant d’extraire un flux M3 appauvri en matières solubles et un flux M4 enrichi en matières solubles,
    • éventuellement un échangeur de chaleur 9 permettant de récupérer la chaleur présente dans le flux M4 enrichi en matières solubles à la sortie du réacteur 5,
    • un dispositif de détente 10 alimenté par au moins une fraction du flux M4 enrichi en matières solubles préalablement refroidi, et comportant une sortie pour le flux M5,
    • éventuellement un dispositif de séparation 12 alimenté par au moins une fraction du flux M5 et comportant une sortie pour une fraction gazeuse et une sortie pour le flux liquide M5’,
    • un dispositif de digestion 11 alimenté par au moins une fraction du flux M5 ou le cas échéant par au moins une fraction du flux liquide M5’ et au moins une partie de la fraction gazeuse.
  • Selon un mode de réalisation, le réacteur 5 comprend :
    • un réacteur de solubilisation 52 comportant une entrée permettant d’introduire au moins une partie du mélange M2 issu du dispositif de chauffage 4 et comportant une ligne de sortie pour un mélange M6,
    • éventuellement un dispositif de chauffage 53 comportant une entrée permettant d’introduire au moins une partie du mélange M6 issu du réacteur de solubilisation 52 et comportant une ligne de sortie pour un mélange M6’,
    • un dispositif de séparation 51 alimenté par au moins une fraction du mélange M6 ou par au moins une fraction du mélange M6’ lorsqu’un dispositif de chauffage 53 est présent, et comportant au moins deux sorties, une sortie pour le flux M3 et une sortie pour le flux M4.
  • Selon un mode de réalisation, le dispositif de chauffage 4 comprend un échangeur de chaleur permettant d’échanger de la chaleur entre le flux M4 enrichi en matières solubles issu du réacteur 5 et le flux M1p en aval de la pompe de mise sous pression 3, un flux M4’ refroidi est ainsi obtenu.
  • Selon un mode de réalisation, l’installation comprend en outre un échangeur de chaleur 9 en aval du dispositif de chauffage 4 permettant de récupérer la chaleur présente dans le flux M4’ et de la transférer au mélange M1 pour l’hydrolyse thermique, de préférence via une production de vapeur.
  • L’invention permet d’améliorer le traitement d’une matière organique dans une matrice complexe. L’amélioration du traitement permet une meilleure valorisation d’une part de matières inorganiques, tels que les sels, et d’autres part d’une matière organique.
  • Le procédé de traitement selon l’invention permet une dépense énergétique limitée, sans que cela ne soit au détriment de la qualité de la valorisation.
  • Les inventeurs ont observé que monter en température au-delà des températures d’hydrolyse peut conduire à des productions de composés potentiellement réfractaires à la digestion, en particulier à cause de longs temps de séjour qui entrainent des réorganisations moléculaires des courtes chaines produites par hydrolyse ou par destruction radicalaire à ces fortes températures. Ainsi, l’invention permet de maitriser les temps de séjour à ces fortes températures et en particulier la vitesse de la montée en température et ce afin d’améliorer la digestibilité.
  • L’invention propose également une étape de solubilisation permettant à l’eau de jouer un rôle de catalyseur des réactions chimiques, permettant d’obtenir un mélange plus homogène où l’ensemble de la matière est en contact intime avec l’eau. Cette étape de solubilisation, mise en œuvre dans des conditions de température et de temps de séjour contrôlés, permet d’améliorer la qualité de la matière traitée pour une meilleure digestion de ladite matière traitée.
    •  BREVE DESCRIPTION DES FIGURES
  • est une représentation schématique d’un procédé de traitement selon l’invention.
  • est une représentation schématique d’un procédé de traitement selon l’invention.
  • est une représentation schématique d’un procédé de traitement selon l’invention.
    •  DESCRIPTION DETAILLEE DE L’INVENTION
  • L’invention concerne un procédé de traitement d’un mélange M1 comprenant au moins de la matière organique, ledit procédé comprenant :
    1. une étape d’hydrolyse du mélange M1 à une température allant de 70 à 165°C et à une pression allant de 1 à 8 bars permettant d’obtenir un mélange hydrolysé M1h, le ratio entre la viscosité du mélange M1 et la viscosité du mélange M1h étant d’au moins 2, de préférence d’au moins 4, de préférence encore d’au moins 10,
    2. une mise sous pression du mélange M1h à une pression allant de 20 à 350 bars, de préférence de 170 à 210 bars, afin d’obtenir un flux M1p,
    3. une étape de chauffage du mélange M1p issu de l’étape b) à une température allant de 250 à 450°C, de préférence de 250 à 400°C, de préférence encore de 250 à 350°C, afin d’obtenir un flux de mélange M2,
    4. une étape de solubilisation mise en œuvre sur au moins une fraction – de préférence la totalité - du mélange M2 issu de l’étape c), éventuellement une étape de chauffage à une température allant de 250 à 450°C, de préférence de 250 à 400°C, de préférence encore de 300 à 350°C, et une étape de séparation afin d’obtenir un flux M4 enrichi en matières solubles et un flux M3 appauvri en matières solubles,
      ladite étape d) étant mise en œuvre dans un ou plusieurs réacteurs avec un temps de séjour hydraulique global inférieur ou égal à 20 minutes, de préférence inférieure ou égal à 10 minutes, de préférence encore inférieure ou égal à 5 minutes,
    5. une étape de refroidissement et de détente d’au moins une fraction, de préférence la totalité, du flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d), afin d’obtenir un flux de mélange M5,
  • e’. éventuellement une étape de séparation mise en œuvre sur au moins une fraction – de préférence la totalité - du flux M5 issu de l’étape e) permettant d’obtenir une fraction gazeuse FG et un flux liquide M5’,
  • f. une étape de digestion mise en œuvre sur au moins une fraction, de préférence la totalité, du flux de mélange M5 issu de l’étape e) ou le cas échéant (i.e. lorsque l’étape e’) est présente) sur au moins une fraction, de préférence la totalité, du flux liquide M5’ et de préférence sur au moins une partie de la fraction gazeuse FG.
  • Au sens de la présente invention, l’expression « au moins une fraction d’un mélange ou flux » a le même sens que l’expression « tout ou partie dudit mélange ou flux ». Lorsqu’il s’agit d’une partie dudit mélange ou dudit flux, cette expression se réfère à une certaine proportion dudit mélange ou dudit flux. Par exemple, au sens de cette expression « chaque fraction du mélange » ou « chaque fraction du flux » aura la même composition.
  • Ainsi, au sens de la présente invention, l’expression « étape X mise en œuvre sur la totalité du flux M issu de l’étape Y » signifie que les étapes X et Y sont successives et qu’il n’y a pas ni d’étape intermédiaire ni de séparation entre les étapes X et Y.
  • Au sens de la présente invention, l’expression « le cas échéant de l’étape X » introduit une caractéristique présente lorsque l’étape X est présente.
  • Au sens de la présente invention, l’expression « le cas échéant du flux X » introduit une caractéristique présente lorsque le flux X est présent.
  • Mélange M1 comprenant au moins de la matière organique
  • Le mélange M1 comprend au moins de la matière organique. Typiquement, le mélange M1 comprend en outre de la matière inorganique. Parmi la matière inorganique, on peut citer les sels comprenant les anions tels que les phosphates, sulfates, chlorures, carbonates et hydrocarbonates avec comme contre ions par exemple le sodium, le magnésium, le calcium l’ammonium et les métaux.
  • Le mélange M1 peut par exemple être choisi parmi les boues primaires, mixtes ou biologiques des stations d'épuration municipales et industrielles.
  • Selon un mode de réalisation, le mélange M1 comprend de 5 à 50% en poids de matières solides, de préférence de 15 à 25% en poids de matières solides, par rapport au poids total du mélange M1.
    • Etape d’hydrolyse a)
  • Le procédé selon l’invention comprend une étape d’hydrolyse du mélange M1.
  • L’étape d’hydrolyse est mise en œuvre à une température allant de 70 à 165°C et à une pression allant de 1 à 8 bars. Ces conditions permettent d’éviter la vaporisation du milieu.
  • Selon un mode de réalisation, la température lors de l’étape d’hydrolyse a) va de 100 à 165°C, voire de 140 à 165°C.
  • L’étape d’hydrolyse permet de diminuer la viscosité du mélange. Ainsi, l’étape a) permet d’obtenir un mélange hydrolysé M1h aussi appelé hydrolysat.
  • L’étape d’hydrolyse permet de dégrader la matière organique, en particulier elle permet de casser les liaisons chimiques et de dépolymériser la matière organique par effet de l’eau.
  • Le mélange M1h aura typiquement une viscosité au moins 2 fois plus faible, de préférence au moins 4 fois plus faible, de préférence encore au moins 10 fois plus faible que la viscosité du mélange M1.
  • Ainsi, le ratio entre la viscosité du mélange M1 et la viscosité du mélange M1h est d’au moins 2, de préférence d’au moins 4, de préférence encore d’au moins 10.
  • La viscosité définie dans le cadre de la présente invention est une viscosité cinématique mesurée à la même température (20°C par exemple) en utilisant les rhéomètres adaptés à la viscosité à mesurer (cylindre – cylindre, plan-plan) et en mesurant au même cisaillement (en s-1) les deux viscosités en veillant typiquement à supprimer les problématiques de turbulence et au respect des règles rhéologiques (par exemple écartement entre cylindre en fonction de la granulométrie).
  • L’étape d’hydrolyse du mélange M1 peut être mise en œuvre dans un ou plusieurs réacteurs d’hydrolyse en parallèle ou en série.
  • Ladite étape d’hydrolyse permet d’hydrolyser le mélange M1 grâce notamment au maintien d’un temps de séjour hydraulique moyen aux températures et aux pressions souhaitées (de préférence, des températures allant de 70 à 165°C et pressions allant de 1 à 8 bars), étant entendu que si l’étape d’hydrolyse est mise en œuvre dans plusieurs réacteurs d’hydrolyse, la température peut être identique ou différente dans les différents réacteurs, de même, la pression peut être identique ou différente dans les différents réacteurs.
  • Avantageusement, l’étape d’hydrolyse mettra en œuvre une étape de récupération d’énergie interne, permettant ainsi de minimiser la consommation thermique de l’hydrolyse. Par exemple, il pourrait y avoir une boucle de recirculation d’énergie de l’hydrolysat chaud vers le produit à hydrolyser froid via par exemple par production de vapeur de détente de l’hydrolysat chaud et injection dans le produit à hydrolyser froid ou échange thermique.
  • A la sortie de l’étape d’hydrolyse, un hydrolysat M1h est obtenu, ledit hydrolysat M1h n’est pas nécessairement aux températures et pressions souhaitées pour l’hydrolyse. En effet, avant la sortie de l’étape d’hydrolyse, l’hydrolysat pourrait éventuellement subir une étape de refroidissement et/ou de détente.
  • En particulier, par exemple si l’hydrolyse est mise en œuvre à une température élevée, par exemple allant de 100 à 165°C, alors il pourrait être souhaitable de refroidir l’hydrolysat par exemple jusqu’à une température inférieure à 90°C, de sorte que le flux M1h ait une température plus faible pour la mise sous pression dans l’étape b) du procédé de l’invention
  • L’extraction de l’hydrolysat M1h peut être contrôlée par une mesure de la viscosité.
  • Dans le cadre du procédé de traitement de l’invention, l’étape d’hydrolyse permet d’atteindre un double objectif :
    • D’une part, par la diminution de la viscosité l’hydrolyse permettra un meilleur échange thermique et donc une montée en température plus rapide du mélange M1p. De plus la baisse de la viscosité permettra une uniformité de la température du mélange M1p devenant M2 lors de l’étape de chauffage et réduira voire empêchera des réactions de carbonisation préjudiciables.
    • D’autre part, par l’hydrolyse une plus grande partie de la matière solide du mélange M1 sera en contact avec de l’eau ce qui permettra à la matière M1h d’être d’une meilleure qualité (plus uniforme) pour préparer un flux de matières solubles via des réactions de solubilisation plus homogènes (par maximisation de la quantité de matières solubles et minimisation de la quantité de matières difficilement digérables), ce qui améliorera la qualité de la digestion. En d’autres termes, l’hydrolyse permettra d’accélérer la solubilisation lors de l’étape d) et permettra de rendre la solubilisation plus homogène, et ces avantages sont d’autant plus importants lorsque l’hydrolyse est accompagnée d’une étape de broyage.
  • Selon un mode de réalisation, un additif est ajouté dans le mélange M1 à traiter en amont du dispositif d’hydrolyse ou dans le mélange pendant l’hydrolyse ou dans le mélange M1h en aval du dispositif d’hydrolyse.
  • Selon un mode de réalisation, une quantité contrôlée de vapeur peut être injectée dans le réacteur d’hydrolyse et diffusée à travers le mélange M1. Ce contrôle peut être effectué par une mesure de la température dans le réacteur d’hydrolyse. Ainsi, lorsque la température de consigne est atteinte, l’injection de vapeur peut être stoppée.
  • La vapeur peut être injectée :
    • en amont de l’hydrolyse dans l’entrée avec un mélangeur type mélangeur dynamique, et/ou
    • directement dans le réacteur d’hydrolyse, préférentiellement en partie basse de manière tangentielle pour éviter les bouchages de boues, et/ou
    • dans une boucle de recirculation de la boue hydrolysée.
  • Selon un mode de réalisation, lors de l’hydrolyse, le mélange M1 est mélangé, par exemple il est agité.
  • Le réacteur d’hydrolyse peut être un réacteur batch éventuellement agité.
  • Avant la mise sous pression b), le procédé de traitement peut éventuellement comprendre une étape de broyage, de préférence un broyage mécanique.
  • Lorsqu’elle est présente, l’étape de broyage du mélange M1 peut être mis en œuvre avant, pendant ou après l’hydrolyse. Dans ce dernier cas, le broyage est alors mis en œuvre sur le mélange M1h.
  • Lorsque le procédé de l’invention met en œuvre une étape d’hydrolyse combinée à une étape de broyage, alors le procédé de l’invention pourra éventuellement comprendre une étape de recirculation d’au moins une fraction de l’hydrolysat broyé à l’entrée de l’étape d’hydrolyse.
  • Selon un mode de réalisation, le(s) réacteur(s) d’hydrolyse comprennent une boucle de recirculation munie d’un dispositif de broyage, permettant d’introduire au moins une fraction de l’hydrolysat dans ledit dispositif de broyage et de retourner au moins une fraction, de préférence la totalité, de l’hydrolysat ainsi broyé, à l’entrée de l’étape d’hydrolyse.
  • Cette étape de broyage a pour objectif de diminuer la granulométrie du mélange M1, typiquement pour que la granulométrie de la fraction solide soit inférieure à 1000 µm de préférence inférieure à 500 µm, de préférence inférieure à 100µm.
  • On entend une granulométrie “inférieure à X µm” le fait que 95% des particules solides soient retenues au tamis de maille carrée de X µm et que les 5% restantes n’aient pas une taille supérieure à 3 fois X µm.
  • Outre la réduction de granulométrie qui permet de minimiser les bouchages aval, l'étape de broyage permet une homogénéisation du mélange M1 et une réduction de la viscosité qui permettront une bien meilleure maitrise du chauffage et de la solubilisation.
  • Au même titre que l’étape d’hydrolyse, le broyage et la diminution de la taille des particules contribue elle aussi à l’homogénéisation de la biomasse et à sa solubilisation.
  • Dans les réacteurs mettant en œuvre de fortes pressions, il est difficile d’avoir une agitation mécanique, la baisse de la viscosité mise en œuvre grâce à l’étape d’hydrolyse et/ou l’étape de broyage permet en outre d’améliorer la turbulence interne et donc d’améliorer l’homogénéisation dans les réacteurs sous pression.
    • Etape de mise sous pression b)
  • Le procédé selon l’invention comprend une étape de mise sous pression du mélange M1h à une pression allant de 20 à 350 bars, de préférence de 50 à 300 bars, de préférence allant de 150 à 270 bars, de préférence de 170 à 220 bars, de préférence de 170 à 210 bars. Un flux de mélange M1p est obtenu.
  • En particulier, la mise sous pression permet d’amener le mélange M1h à une pression suffisante pour que le mélange soit en phase principalement liquide. Plus spécifiquement, la pression dans le mélange M4 sera typiquement supérieure à la pression de vapeur saturante dudit mélange M4 pour maintenir l’eau en phase liquide.
  • Pour l’étape de mise sous pression, une pompe peut être prévue sur la ligne en sortie du réacteur d’hydrolyse.
  • Dans un autre mode de réalisation une pompe prévue à cet effet gave la pompe de mise en pression.
    • Etape de chauffage c)
  • Le procédé selon l’invention comprend une étape de chauffage du mélange M1h issu de l’étape b) à une température allant de 250 à 450°C, de préférence allant de 250 à 400°C, de préférence encore de 300 à 400°C.
  • Un flux M2 est obtenu à l’issue de l’étape c) de chauffage.
  • L’étape de chauffage peut être mise en œuvre dans un échangeur de chaleur, par exemple par échange de chaleur en utilisant comme fluide chauffant le flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d) du procédé.
  • L’étape de chauffage c) peut éventuellement comprendre plusieurs sous-étapes de chauffage via un ou plusieurs échangeurs de chaleur.
  • De préférence, au moins une sous-étape de chauffage est mise en œuvre par échange de chaleur en utilisant comme fluide chauffant le flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d) du procédé.
  • Avantageusement, lorsque l’étape de chauffage comprend au moins deux sous-étapes de chauffage, au moins une de ces sous-étapes est mise en œuvre avec une vitesse élevée.
  • Ainsi, selon un mode de réalisation préféré, au moins une sous-étape de chauffage est mise en œuvre à une vitesse supérieure ou égale à 100°C/minute de préférence supérieure ou égale à 200°C/minute, de préférence encore supérieure ou égale à 400°C/minute.
  • Ainsi, dans au moins une sous-étape de chauffage, pour atteindre une vitesse de chauffage élevée lorsqu’un échangeur de chaleur est mis en oeuvre, il convient d’avoir un delta T moyen le plus élevé possible, typiquement supérieure à 50°C, de préférence supérieure à 100°C, de préférence supérieure à 200°C.
  • Le delta T moyen est la moyenne des delta T en tous points de l'échangeur. Le delta T moyen peut être calculé comme le delta T logarithmique pris sur les températures d'entrée et les températures de sortie de chaque fluide.
  • L’étape de chauffage c) pourra ainsi être une combinaison entre d’une part l’échange de chaleur avec le flux M4 dont la température absolue est limitée par les besoins du process et d’autre part l’échange de chaleur avec un autre fluide qui lui-même peut être soit chauffé par de l’électricité, des gaz chauds ou directement disponible chaud d’une source extérieure ou enfin l’échangeur peut directement être chauffé par de l’électricité par induction, ou résistance thermique, ou micro-ondes.
  • Ainsi, un échangeur de chaleur peut être présent en aval de la pompe de mise sous pression, ledit échangeur de chaleur étant configuré pour récupérer la chaleur issue du flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d) et pour chauffer le mélange M1p avant l’étape d) de solubilisation.
  • Selon un mode de réalisation, un additif est ajouté en amont de l’étape de solubilisation, dans le flux de mélange M1p pendant l’étape de chauffage de l’étape c) et/ou en aval de l’étape c) dans le flux M2.
  • Selon un mode de réalisation, l’additif est choisi parmi des réactifs oxydants tels que de l’oxygène liquéfié, l’eau oxygénée, l’air ou les sels de permanganate tel que le permanganate de potassium, ou parmi des réactifs alcalins tels que par exemple KOH, NaOH, KHCO3, K2CO3, CaO, Ca(OH)2, CaCO3, Ca(HCO3)2, Mg(OH)2, MgO.
  • Si le procédé comprend une étape d’ajout d’un additif de type réactif oxydant, alors de préférence, ladite étape d’ajout est mise en œuvre dans le flux de mélange M2 en aval de l’étape de chauffage c).
  • Selon un mode de réalisation avantageux, l’installation pour la mise en œuvre du procédé comprend au moins un échangeur de chaleur dimensionné pour permettre un chauffage rapide du mélange M1p, par exemple à une vitesse supérieure ou égale à 100°C/minute de préférence supérieure ou égale à 200°C/minute, de préférence encore supérieure ou égale à 400°C/minute.
  • La viscosité est l’élément clé pour améliorer les vitesses de chauffage.
  • Ainsi, l’étape d’hydrolyse a) est avantageusement réalisée pour que la viscosité du déchet hydrolysée (M1p) soit compatible avec la vitesse de chauffage voulue à l’étape c).
  • Une non atteinte des températures de design (consigne) en sortie de l’étape de chauffage c) est un indicateur du fait que la viscosité dans le mélange M1h est encore trop forte. Une mesure de la viscosité en sortie de l’hydrolyse permettra aussi de vérifier la diminution de la viscosité.
  • Selon un mode de réalisation, le procédé comprend une mesure en continu de la viscosité dans le mélange M1h.
  • Une vitesse trop lente de chauffage lors de l’étape c) peut conduire à des réactions parasites non maitrisées (char- tar) en raison de temps de séjour trop long.
    • Etape d)
  • L’étape d) du procédé de l’invention comprend :
    • une étape de solubilisation (étape d1) mise en œuvre sur au moins une fraction du mélange M2 issu de l’étape c),
    • éventuellement une étape de chauffage (étape d2) à une température allant de 250 à 450°C, et
    • une étape de séparation (étape d3) afin d’obtenir un flux M4 enrichi en matières solubles et un flux M3 appauvri en matières solubles.
  • L’étape d) du procédé est mise en œuvre dans un ou plusieurs réacteurs avec un temps de séjour hydraulique global inférieur ou égal à 20 minutes, de préférence inférieur ou égal à 10 minutes, de préférence inférieur ou égal à 5 min.
  • Le temps de séjour hydraulique global est le temps de séjour moyen d’une goutte de M2 depuis l’entrée de la matière M2 (début de l’étape d)) et la sortie du flux M4 enrichi en matières solubles (fin de l’étape d).
  • Le ou les réacteurs permettant de mettre en œuvre l’étape d) peuvent être des réacteurs tubulaires et/ou des réacteurs à cuve agité en continu et/ou des réacteurs à cuve chicané ou d’autres types de réacteurs permettant d’avoir une uniformité des temps de séjour dans le réacteur, ledit ou lesdits réacteurs pouvant éventuellement comprendre un ou plusieurs filtres.
    • Etape de solubilisation d1)
  • Le procédé selon l’invention comprend une étape de solubilisation d1) d’au moins une fraction du mélange M2 issu de l’étape c). De préférence, l’étape de solubilisation est mise en œuvre sur la totalité du mélange M2 issu de l’étape c).
  • L’étape de solubilisation permet de rendre la matière organique du mélange M2 homogène dans un milieu hydrothermal et permet de rendre soluble au moins une partie de la matière organique du mélange M2.
  • Ainsi, typiquement, cette étape de solubilisation se distingue d’une étape de liquéfaction où la matière organique devient insoluble dans l’eau (formation d’huile) et peut donc se séparer de l’eau.
  • Avantageusement, l’étape de solubilisation ne comprend pas de formation d’huile.
  • L’étape de solubilisation permet de préparer un mélange M6 aussi appelé liqueur liquide M6.
  • Ainsi, la liqueur liquide M6 comprendra typiquement au moins de la matière organique et au moins de la matière inorganique.
  • Selon un mode de réalisation, l’étape de solubilisation est mise en œuvre dans un réacteur tubulaire ou dans un réacteur à cuve agité en continu.
  • De préférence, le temps de séjour dans l’étape de solubilisation d1) est inférieur ou égale à 20 minutes, de préférence inférieur ou égal à 10 minutes, de préférence inférieur ou égal à 5 minutes.
    • Eventuelle étape de chauffage d2)
  • Le procédé selon l’invention peut éventuellement comprendre, lors de l’étape d), une étape de chauffage (étape d2) de tout ou partie du mélange présent lors de la solubilisation, avant l’étape d3) de séparation.
  • De préférence, lorsqu’elle est mise en œuvre, l’étape de chauffage d2) est mise en œuvre sur la totalité du mélange présent lors de la solubilisation, avant l’étape d3) de séparation.
  • Lorsqu’elle est mise en œuvre, l’étape d2) de chauffage permet de chauffer le mélange à une température allant de 250 à 450°C, de préférence de 250 à 400°C, de préférence encore de 300 à 400°C.
  • Cette étape d2) permet d’atteindre une plage thermique qui favorise la séparation de la fraction soluble et la fraction insoluble par gravité grâce à la modification des constantes de précipitation et de la densité du milieu.
  • L’étape de chauffage peut être mise en œuvre par un chauffage direct ou par un chauffage indirect, par exemple par échange de chaleur.
  • L’étape de chauffage peut être mise en œuvre dans le(s) réacteur(s) de solubilisation ou dans un ou plusieurs réacteurs en aval du ou des réacteur(s) de solubilisation.
  • A la sortie de l’étape de chauffage optionnelle d2), le mélange chauffé sera nommé mélange M6’.
    • Etape de séparation d3)
  • Le procédé selon l’invention comprend une étape de séparation d3) d’au moins une fraction du mélange obtenu après solubilisation d1) et le cas échéant après le chauffage d2), afin d’obtenir un flux M4 enrichi en matières solubles et un flux M3 appauvri en matières solubles.
  • Au sens de la présente invention, on entend par « flux enrichi en matières solubles », un flux comprenant une proportion massique de matières solubles supérieure à la proportion massique de matières solubles dans le mélange M2.
  • Au sens de la présente invention, on entend par « flux appauvri en matières solubles », un flux comprenant une proportion massique de matières solubles inférieure à la proportion massique de matières solubles dans le mélange M2.
  • Une matière soluble sera la matière obtenue après filtration dans un filtre de 40 µm (matière non retenue par ledit filtre de 40 µm) puis séchage d’une matière initiale.
  • Selon un mode de réalisation, le ratio entre la concentration en matières solubles dans le flux M4 enrichi en matières solubles et la concentration en matières solubles dans le mélange M2 est supérieur ou égal 2, de préférence supérieur ou égal à 5.
  • L’étape de séparation d3) peut être mise en œuvre dans le(s) réacteur(s) de l’étape d).
  • Ainsi, selon un mode de réalisation cette étape de séparation d3) peut être effectuée dans le(s) même réacteur(s) que l’étape de solubilisation d1).
  • Alternativement, l’étape de séparation d3) peut être mise en œuvre dans un dispositif distinct de séparation comportant une ligne d’amenée du mélange M6 issu de l’étape d1) ou le cas échéant du mélange M6’ issu de l’étape d2) et deux lignes de sortie : (i) une ligne d’extraction du flux M3 appauvri en matières solubles et (ii) une ligne d’extraction du flux M4 enrichi en matières solubles.
  • Le dispositif de séparation peut être un dispositif de séparation par gravitation ou par effet hydraulique type cyclone typiquement muni en partie basse d’un système de vidange fonctionnant en continu ou par intermittence ou par filtration.
  • Selon un mode de réalisation avantageux, l’étape d) est mise en œuvre dans un réacteur permettant une différenciation des temps de séjour entre la fraction dite solide (enrichie en matières insolubles) et la fraction dite liquide (enrichi en matières solubles).
  • Cette différenciation des temps de séjour peut par exemple être mise en œuvre via un filtre placé dans le réacteur de l’étape d) qui permet de faire passer le liquide sans faire passer le solide.
  • Cette différenciation des temps de séjour permet à la fois de minimiser les temps de séjour liquide pour éviter les formations de produits recombinants mais aussi de permettre d’avoir le temps de solubiliser la matière non solubilisée qui restera plus longtemps dans le réacteur de l’étape d).
  • Selon un mode de réalisation, le réacteur de l’étape d) comporte une sortie d’un flux M3 appauvri en matières solubles.
  • Le procédé est ainsi réalisé de façon à séparer la matière solubilisée de la matière non solubilisée, à l’issue de l’étape d).
  • Typiquement, l’étape de séparation est mise en œuvre par un contrôle du temps de séjour massique, de préférence par un contrôle du temps de séjour des matières solubles.
  • Ainsi, selon un mode de réalisation avantageux, l’étape de séparation comprend une extraction du flux M4 enrichi en matières solubles suivie d’une extraction du flux M3 appauvri en matières solubles, de préférence via deux sorties différentes. En particulier, le temps de séjour de la matière insoluble sera contrôlé.
  • L’extraction du flux M3 pourra se faire par une sortie en continu ou non continu (par exemple séquencé), ce qui permettra un temps de séjour de cette matière insoluble supérieur à celui de la matière soluble.
  • L’extraction du flux M4 pourra être contrôlé en fonction de l’entrée du flux M2.
  • A titre d’exemple, si le réacteur comporte deux sorties, de préférence, le flux M4 enrichi en matières solubles sera extrait par une sortie en partie haute du réacteur et le flux M3 appauvri en matières solubles sera extrait par une sortie en partie basse du réacteur.
  • De préférence, la sortie en partie haute du réacteur est située à une altitude supérieure à l’entrée et la sortie en partie basse du réacteur est située à une altitude inférieure à l’entrée.
  • Selon un mode de réalisation, la chaleur présente dans le flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d) est récupérée, ladite chaleur récupérée permettant de préférence de chauffer au moins partiellement le mélange M1p durant l’étape c) et/ou le mélange M1 lors de l’étape a).
  • De préférence, cette récupération de chaleur est mise en œuvre par échange de chaleur entre le flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d) et le mélange M1p et/ou M1.
  • Selon un mode de réalisation, au moins un additif est ajouté dans le flux M3 appauvri en matières solubles issu de l’étape d). Selon un mode de réalisation, ledit additif est ajouté au flux M3 dans un réacteur de récupération situé en aval de la sortie de flux M3.
  • De préférence, ledit additif est choisi parmi des réactifs oxydants tels que de l’oxygène liquéfié, l’eau oxygénée, l’air ou les sels de permanganate tels que le permanganate de potassium, ou parmi des sels de magnésium tels que par exemple l’hydroxyde de magnésium (Mg(OH)2), l’oxyde de magnésium (MgO) ou le chlorure de magnésium (MgCl2) ou parmi des réactifs alcalins tels que par exemple KOH, NaOH, KHCO3, K2CO3, CaO, Ca(OH)2, CaCO3, Ca(HCO3)2, Mg(OH)2, MgO, ou parmi des solutions ammoniacales telles que l’hydroxyde d’ammonium ou le chlorure d’ammonium ou parmi un mélange de ces réactifs.
  • Lorsqu’un dispositif de récupération est mis en œuvre, alors il est possible de prévoir un temps de séjour permettant alors de précipiter les sels visés par l’ajout dudit additif.
  • Selon un mode de réalisation, le mélange M1 comprend du phosphore et le flux M3 appauvri en matières solubles issu de l’étape d) comprend au moins 70% en poids du poids total de phosphore présent dans le mélange M1. En d’autres termes, au moins 70% en poids du phosphore présent dans le mélange M1 est récupéré dans le flux M3 appauvri en matières solubles issu de l’étape d).
  • Selon un mode de réalisation, le mélange M1 comprend du phosphore et le flux M3 appauvri en matières solubles issu de l’étape d) comprend du phosphore, de préférence en une proportion allant de 1 à 20% en poids sec, par rapport au poids sec total du flux M3 appauvri en matières solubles issu de l’étape d).
  • Selon un mode de réalisation du procédé, au moins un premier additif est ajouté dans le mélange M en amont de l’étape d) et au moins un deuxième additif est ajouté dans le flux M3 appauvri en matières solubles issu de l’étape d), le premier additif étant de préférence différent du deuxième additif.
  • Le mélange M en amont de l’étape d) peut ainsi être :
    • le mélange M1 en amont de l’étape a),
    • le mélange M1 pendant l’étape a),
    • le mélange M1h en amont de l’étape b),
    • le mélange M1p en amont de l’étape c),
    • le mélange M1p pendant l’étape c), ou
    • le mélange M2 en aval de l’étape c) et en amont de l’étape d).
  • De préférence, lesdits additifs sont choisis parmi des réactifs oxydants tels que de l’oxygène liquéfié, l’eau oxygénée, l’air ou les sels de permanganate tels que le permanganate de potassium, ou parmi des sels de magnésium tels que par exemple l’hydroxyde de magnésium (Mg(OH)2), l’oxyde de magnésium (MgO) ou le chlorure de magnésium (MgCl2) ou parmi des réactifs alcalins tels que par exemple KOH, NaOH, KHCO3, K2CO3, CaO, Ca(OH)2, CaCO3, Ca(HCO3)2, Mg(OH)2, MgO, ou parmi des solutions ammoniacales telles que l’hydroxyde d’ammonium ou le chlorure d’ammonium ou parmi un mélange de ces réactifs.
    • Etape de refroidissement et de détente e)
  • Le procédé selon l’invention comprend une étape de refroidissement et une étape de détente mise en œuvre sur au moins une fraction, de préférence la totalité, du flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d), afin d’obtenir un flux M5 refroidi et détendu.
  • Le flux M5 est un flux liquide pouvant éventuellement comprendre une fraction gazeuse insoluble.
  • Selon un mode de réalisation, le flux M4 enrichi en matières solubles est refroidi à une température inférieure ou égale à 60°C, de préférence inférieure ou égale à 40°C, avant d’être détendu.
  • Le refroidissement peut être mis en œuvre à l’aide d’un dispositif de refroidissement choisi parmi un échangeur de chaleur intégré ou non à un cycle de rankine, flash, scrubber.
  • Selon un mode de réalisation, le flux M4 refroidi est détendu dans un dispositif de détente jusqu’à une pression allant de 1 à 10 bar. Un flux M5 refroidi et détendu est obtenu. Cette étape de détente permet de réduire la pression avant injection dans le digesteur, dispositif généralement sous faible surpression (inférieure à 1 bar relatif).
  • Selon ce mode de réalisation, le flux M5 refroidi et détendu alimente le dispositif de digestion.
  • Suite à la détente et avant la digestion, il est possible de séparer la fraction gazeuse éventuellement présente dans le flux M5 et rendu insoluble par la détente et de récupérer spécifiquement cette fraction gazeuse afin d’envoyer spécifiquement au moins une partie de la fraction gazeuse dans le digesteur, par exemple via une entrée différente de celle du flux M5, ou dans un autre dispositif.
  • Comme décrit lors de la phase de chauffage, le flux M4 peut réchauffer en partie ou en totalité le flux M1p lors de l’étape c) de chauffage et/ou le flux M1 lors de l’étape a).
  • Lorsque pour atteindre des vitesses de chauffage suffisamment élevée, le flux M4 ne chauffe qu’en partie le flux M1p, l’autre partie du flux M1p peut être chauffée par un fluide autre lors de l’étape c), et dans ce cas, le flux M4 n’est généralement pas suffisamment refroidi, ce flux refroidi soit dénommé flux M4’.
  • Dans ce cas, le résiduel de chaleur du flux M4’ peut être utilisé pour chauffer le fluide M1 lors de l’étape d’hydrolyse, par exemple par détente du flux M4’ à une pression de 2-10 bars, la vapeur de détente pourra ainsi servir dans ce cas à chauffer par injection directe le mélange M1.
  • Selon ce mode de réalisation, l’étape de chauffage c) est mise en œuvre en partie dans un échangeur de chaleur, ledit échangeur de chaleur permettant de chauffer en partie le flux M1p et de refroidir en partie le flux M4 issu de l’étape d).
  • Selon ce mode de réalisation, le flux M4’ en partie refroidi subit un refroidissement supplémentaire par détente dans un dispositif de refroidissement, ce qui produira de la vapeur qui pourra alors être injectée dans le réacteur d’hydrolyse de l’étape a).
  • Si cela s’avère nécessaire, le flux M4’ refroidi pourrait subir un deuxième refroidissement, en aval du premier refroidissement, par exemple par dilution avec de l’eau ou par échange thermique avec une source froide pour atteindre une température inférieure ou égale à 60°C, de préférence inférieure ou égale à 40°C.
  • Ainsi, l’étape de refroidissement peut être mis en œuvre dans un ou plusieurs dispositifs de refroidissement en série.
  • Selon un mode de réalisation, le procédé de l’invention comprend en outre une étape de séparation e’) mise en œuvre sur au moins une fraction du flux M5 issu de l’étape e) permettant d’obtenir une fraction gazeuse FG et un flux liquide M5’. Selon ce mode de réalisation, l’étape de digestion f) sera alors de préférence mise en œuvre sur au moins une fraction, de préférence la totalité du flux liquide M5’.
    • Etage de digestion f)
  • Le procédé selon l’invention comprend au moins une étape de digestion, de préférence une étape de digestion anaérobie. La digestion anaérobie après un traitement d’hydrolyse et de séparation de matière inorganique permet par exemple d'augmenter la production de biogaz par rapport à une digestion standard du fait que les polymères organiques type lignine ou paroi cellulaire ont été solubilisés et cassés en plus courtes chaines plus facilement digestibles et qu'il y a moins de compétition entre les bactéries méthanogènes et inorgano-réductrices.
  • L’étape de digestion f) est mis en œuvre dans un dispositif de digestion.
  • Le dispositif de digestion lors de l’étape f) est alimenté par au moins une fraction du flux M5 issu de l’étape e), de préférence par la totalité du flux M5, et/ou, lorsque l’étape e’) est présente par au moins une fraction du flux liquide M5’ issu de l’étape e’), de préférence par la totalité du flux M5’.
  • Selon le mode de réalisation mettant en œuvre une étape de séparation e’), alors de préférence, le dispositif de digestion sera alimenté par au moins deux entrées, une première entrée pour introduire le flux liquide M5’ et une deuxième entrée pour introduire la fraction gazeuse FG.
  • La digestion anaérobie peut être mésophile ou thermophile.
  • Lorsqu’une digestion mésophile est mise en œuvre, alors la température dans le digesteur va de 33°C à 37°C et le temps de séjour est de 16 à 22 jours.
  • Lorsqu’une digestion thermophile est mise en œuvre, alors la température dans le digesteur va de 55° à 60°C et le temps de séjour est de 10 à 12 jours.
  • Le temps de séjour et la température sont deux facteurs influençant la bonne dégradation des boues et donc l'optimisation de la production d'énergie.
  • Dans le cadre de la présente invention, le flux à digérer étant suffisamment liquide, la digestion peut être de type UASB et les temps de séjour réduit.
  • A l’issue de l’étape de digestion f), un biogaz est obtenu.
  • Ce biogaz comprend typiquement un mélange essentiellement constitué de méthane, de dioxyde de carbone et d'eau. Le biogaz peut éventuellement comprendre d'autres gaz, tels que l’hydrogène, l’oxygène, l'azote, le sulfure d'hydrogène mais ces autres gaz représentent collectivement moins de 10 % en poids total du biogaz.
    • Eventuelle(s) étape(s) de valorisation du flux M3
  • Le flux M3 appauvri en matières solubles issu de l’étape d) comprendra typiquement de la matière organique et de la matière inorganique.
  • Selon un mode de réalisation, le procédé comprend en outre au moins une étape de valorisation d’au moins une fraction du flux M3, ladite au moins une étape de valorisation étant de préférence choisie parmi une étape de gazéification hydrothermale, une étape d’oxydation par voie humide (OVH).
  • Cette étape supplémentaire permettra de valoriser la matière organique encore présente dans ce flux M3 tout en valorisant simultanément la matière inorganique insoluble présente dans ce flux M3. Ainsi, ce flux M3 qui pouvait être considéré comme un déchet non valorisable dans les procédés de l’état de la technique engendrera des sous-produits valorisables.
  • Ainsi, le procédé de l’invention permettra d’une part une excellente solubilisation pour permettre une digestion de bonne qualité et d’autre part de convertir le flux M3 en une matière valorisée.
  • La gazéification hydrothermale (GH) est un procédé de dépolymérisation thermique utilisé pour convertir une matière organique présente en milieu humide en un mélange ne comprenant que de petites molécules sous une température et une pression élevées à modérées.
  • Au cours de la GH, le carbone et l'hydrogène d'un matériau organique sont convertis, thermochimiquement sous conditions quasi critiques ou supercritiques. Une partie est convertie en composés à faibles masses molaires solubles dans l’eau.
  • Une autre partie est convertie en produits gaz tels que le dioxyde de carbone (CO2), le méthane (CH4), le dihydrogène (H2), le monoxyde de carbone (CO), les hydrocarbures légers tels que l’éthane (C2H6) et le propane (C3H8).
  • Lors du séjour dans le réacteur de gazéification hydrothermale à des températures inférieures à 400°C, la matière organique subit, entre autres réactions, une décomposition basée sur l'hydrolyse, similaire aux réactions survenant dans le processus de liquéfaction, mais beaucoup plus rapidement. En effet, une mise en œuvre dans des conditions quasi-critiques ou supercritiques permet d'utiliser les propriétés uniques de l'eau supercritique comme solvant, qui permettent des conditions de solvatation et de réactions homogènes, conduisant à des vitesses cinétiques de réaction très élevées. En conséquence, un temps de séjour beaucoup plus court et une vitesse de chauffage beaucoup plus élevée que ceux de l'hydrolyse conventionnelle sont utilisés, limitant ou même évitant les réactions secondaires de condensation et de polymérisation responsables de la formation de bio-huile et de biochar.
  • Lorsque la GH fonctionne à une température supérieure à 400°C, la décomposition radicalaire des polymères (impliquant en particulier des réactions de décarboxylation, de désamination par la rupture des liaisons C-N, et de clivage C-C ou C-O) est prédominante, tandis que le reformage à la vapeur endothermique est la principale voie de réaction pour convertir les petites molécules comportant 1 à 3 atomes de carbone en oxydes de carbone et en dihydrogène et l’azote en ammoniaque.
  • Le méthane est également produit par méthanation du CO et du CO2, à l’aide de dihydrogène.
  • En conséquence, la GH peut être considérée comme un processus de décomposition transformant les résidus organiques présents dans le flux M3 en une matière plus facilement biodégradable et en de l’ammoniaque dissous dans la phase liquide.
  • Les conditions de traitement (en particulier la température, la pression, et dans une moindre mesure le temps de séjour) du GH peuvent être ajustées pour non seulement produire une fraction gazeuse contenant du CH4, du CO, du CO2 et du H2 (gaz de synthèse), mais aussi de produire un effluent aqueux, contenant majoritairement d’un côté des composés facilement digérables, notamment des acides carboxyliques et de l’autre côté l’ammoniaque sous forme de sel d’ammonium des acides carboniques produits.
  • Il convient de noter que la GH est différente de la liquéfaction hydrothermale (HTL), en particulier en ce que le taux de conversion et le niveau de décomposition de la matière organique dans la HTL ne sont pas aussi élevés que dans la GH, même lorsque la GH est exploité sous des conditions de températures modérées.
  • En conditions HTL, l'eau contient encore des ions HO- et H3O+ qui initient l'hydrolyse de la matière organique.
  • L'hydrolyse n'a lieu qu'en surface des composés cellulosiques contenus dans la fraction organique qui se dissout très peu dans le milieu sous-critique donnant des conversions assez faibles en décomposition.
  • Les réactions de condensation (comprenant principalement la condensation d'Aldol, l'alkylation ou l'acylation de Friedel-Craft) des intermédiaires sont une voie de réaction importante, conduisant à la formation d'un biobrut qui est une huile (également appelée bio-huile) qui peut être utilisée comme carburant, c'est-à-dire le biobrut contient des molécules organiques contenant 5 atomes de carbone ou plus, généralement de 8 à 16 atomes de carbone. En revanche, le produit liquide de GH contient principalement des composés facilement biodégradables.
  • La GH se distingue de la pyrolyse en ce qu'elle est opérée dans un milieu contenant de l'eau, l'eau étant dans un état supercritique ou quasi-critique.
  • La GH se distingue de la gazéification « conventionnelle » des matières organiques en ce que la gazéification « conventionnelle » réduit le rapport massique carbone/hydrogène (C/H), ce qui conduit à des produits à pouvoir calorifique accru, dont un gaz majoritairement composé de gaz de synthèse (mélange de H2 /CO), bio-huile et/ou solide carboné (char).
  • Dans le procédé de traitement selon l’invention, l’étape de gazéification hydrothermale est typiquement mise en œuvre dans un réacteur de gazéification hydrothermale, alimenté en entrée par au moins une fraction de flux M3, ladite fraction de flux M3 peut être issue directement de l’étape d) ou ladite fraction de flux M3 peut être mise sous pression et/ou préchauffée et/ou additivée avec un additif en amont du réacteur de gazéification.
  • Selon un mode de réalisation, le réacteur de gazéification est un réacteur tubulaire.
  • De préférence, l’étape de gazéification hydrothermale est mise en œuvre à une température inférieure à 600°C, de préférence à une température allant de 350°C à moins de 600°C, de préférence encore allant de 450 à moins de 600°C.
  • De préférence, l’étape de gazéification hydrothermale est mise en œuvre à une pression supérieure ou égale à 220 bars, de préférence supérieure ou égale à 250 bars.
  • De préférence, le temps de séjour (global) du flux M3 dans l'étape de GH va typiquement de 1 min à 20 min, de préférence de 2 min à 10 min, plus préférentiellement de 3 à 5 min.
  • Selon un mode de réalisation préféré, l’étape de gazéification hydrothermale est mise en œuvre en présence d’un catalyseur. De préférence, le catalyseur est choisi parmi des métaux sur charbon actif, par exemple de type ruthénium, nickel, palladium ou platine. Le catalyseur peut être sous forme d’un lit de particules solides au sein du réacteur de gazéification.
  • L’oxydation par voie humide permet de détruire de la matière organique tout en permettant de produire de la chaleur pour l’étape de chauffage c) ainsi que de l’acide acétique pouvant être envoyé dans l’étape de digestion f).
  • L’invention concerne également une installation pour la mise en œuvre du procédé de traitement selon l’invention.
  • Les à illustrent une installation selon l’invention, sans en limiter la portée.
  • L’installation selon l’invention comprend :
    • un ou plusieurs réacteurs d’hydrolyse 1 comportant éventuellement un dispositif d’agitation, alimenté en entrée par une ligne d’amenée du mélange M1 à traiter et comportant une ligne de sortie du mélange hydrolysé M1h, ledit ou lesdits réacteurs d’hydrolyse 1 étant éventuellement précédé(s) par un dispositif de broyage ou muni(s) d’une boucle de recirculation munie d’un dispositif de broyage ou suivi(s) d’un dispositif de broyage, en amont de la pompe 3,
    • une pompe de mise sous pression 3 alimenté en entrée par le mélange hydrolysé M1h éventuellement broyé,
    • un dispositif de chauffage 4 comportant une entrée permettant d’introduire au moins une fraction du mélange M1p, et comportant au moins une sortie pour le mélange M2,
    • un réacteur 5 comportant une entrée permettant d’introduire au moins une fraction du mélange M2 issu du dispositif de chauffage 4 et comportant au moins deux sorties, une sortie pour le flux M3 et une sortie pour le flux M4,
      • ledit réacteur 5 comprenant éventuellement des moyens de chauffage, et
      • ledit réacteur 5 comprenant des moyens de séparation permettant d’extraire un flux M3 appauvri en matières solubles et un flux M4 enrichi en matières solubles,
    • éventuellement un échangeur de chaleur 9 permettant de récupérer la chaleur présente dans le flux M4 enrichi en matières solubles à la sortie du réacteur 5,
    • un dispositif de détente 10 alimenté par au moins une fraction du flux M4 enrichi en matières solubles préalablement refroidi, et comportant une sortie pour le flux M5,
    • éventuellement un dispositif de séparation 12 alimenté par au moins une fraction du flux M5 et comportant une sortie pour une fraction gazeuse et une sortie pour le flux liquide M5’,
    • un dispositif de digestion 11 alimenté par au moins une fraction du flux M5 ou le cas échéant par au moins une fraction du flux liquide M5’ et au moins une partie de la fraction gazeuse.
  • De préférence, le réacteur 5 comprend un ou plusieurs filtres.
  • Selon un mode de réalisation illustré à la , le réacteur 5 comprend :
    • un réacteur de solubilisation 52 comportant une entrée permettant d’introduire au moins une partie du mélange M2 issu du dispositif de chauffage 4 et comportant une ligne de sortie pour un mélange M6,
    • éventuellement un dispositif de chauffage 53 comportant une entrée permettant d’introduire au moins une partie du mélange M6 issu du réacteur de solubilisation 52 et comportant une ligne de sortie pour un mélange M6’,
    • un dispositif de séparation 51 alimenté par au moins une fraction du mélange M6 ou par au moins une fraction du mélange M6’ lorsqu’un dispositif de chauffage 53 est présent, et comportant au moins deux sorties, une sortie pour le flux M3 et une sortie pour le flux M4.
  • Selon un mode de réalisation, le dispositif de séparation 51 est constitué d’un ou plusieurs filtres.
  • Selon un mode de réalisation, le dispositif de chauffage 4 est un échangeur de chaleur permettant d’échanger de la chaleur entre la chaleur du flux M4 issu du réacteur 5 et le flux M1p en aval de la pompe de mise sous pression 3 (et en amont du réacteur 5).
  • Selon un mode de réalisation, l’échangeur de chaleur 9 permet de récupérer la chaleur présente dans le flux M4 et de la transférer au mélange M1 dans le dispositif d’hydrolyse 1 ou en amont du dispositif d’hydrolyse.
  • De préférence, l’échangeur de chaleur 9 est en aval du dispositif de chauffage 4 et permet de récupérer la chaleur présente dans le flux M4’.
  • Ainsi, selon un mode de réalisation préféré de l’installation, la ligne de flux M4 en aval du réacteur 5 comporte successivement un échangeur de chaleur (correspondant au dispositif de chauffage 4) et un échangeur de chaleur 9 et un dispositif de détente 10.
  • Selon un mode de réalisation de l’invention, le dispositif de détente 10 comporte deux sorties :
    • une première sortie pour le flux de mélange qui alimentera le digesteur 11, et
    • une deuxième sortie, distincte de la première sortie, pour la vapeur.
  • Selon ce mode de réalisation, l’installation comporte en outre une ligne d’amenée de vapeur depuis la deuxième sortie du dispositif de détente 10 jusqu’à la ligne d’amenée de mélange M1 et/ou jusqu’au réacteur d’hydrolyse 1.
  • Selon un mode de réalisation, l’installation comprend en outre au moins un dispositif d’injection permettant d’injecter un additif dans au moins un élément choisi parmi :
  • - La ligne d’amenée du mélange M1 en amont du réacteur d’hydrolyse 1,
  • - Le réacteur d’hydrolyse 1,
  • - La ligne de mélange M1h en aval du réacteur d’hydrolyse 1 et de l’éventuel dispositif de broyage,
  • - La ligne de mélange M2 en aval du dispositif de chauffage 4 et en amont du réacteur 5,
  • - La ligne du flux M3 à la sortie du réacteur 5 (le cas échéant du dispositif de séparation 51).
  • La illustre un mode de réalisation de l’invention dans lequel l’installation comprend un dispositif de séparation 12 alimenté par la ligne de flux M5 issu du dispositif 10, et comportant une sortie pour la fraction gazeuse FG et une sortie pour le flux liquide M5’. Selon le mode de réalisation illustré à la , la fraction gazeuse FG issu du dispositif de séparation 12 est injectée dans le digesteur 11 par une entrée différente de l’entrée de flux M5’.
  • Ainsi, selon un mode de réalisation de l’installation selon l’invention, le digesteur 11 comporte deux entrées :
    • une première entrée permettant d’introduire au moins une fraction du flux M5’ issu du dispositif de séparation 12 et
    • une deuxième entrée, distincte de la première entrée, permettant d’introduire au moins une fraction de la fraction gazeuse FG issue du dispositif de séparation 12.
  • Selon un mode de réalisation de l’invention, l’installation comporte en outre, sur une ligne de sortie de flux M3 en aval du réacteur 5, au moins un dispositif de valorisation, de préférence choisi parmi un dispositif de gazéification hydrothermale ou un dispositif d’oxydation par voie humide, ledit dispositif de valorisation étant de préférence présent en aval de la ligne d’injection d’additif lorsqu’elle est présente.
  • L’installation selon l’invention peut bien entendu comprendre une ou plusieurs des caractéristiques décrites dans le cadre du procédé selon l’invention.
    •

Claims (15)

  1. Procédé de traitement d’un mélange M1 comprenant au moins de la matière organique, ledit procédé comprenant :
    1. une étape d’hydrolyse du mélange M1 à une température allant de 70 à 165°C et à une pression allant de 1 à 8 bars permettant d’obtenir un mélange hydrolysé M1h, le ratio entre la viscosité du mélange M1 et la viscosité du mélange M1h étant d’au moins 2,
    2. une mise sous pression du mélange M1h à une pression allant de 20 à 350 bars, afin d’obtenir un flux M1p,
    3. une étape de chauffage du mélange M1p issu de l’étape b) à une température allant de 250 à 450°C, afin d’obtenir un mélange M2,
    4. une étape de solubilisation mise en œuvre sur au moins une fraction du mélange M2 issu de l’étape c), éventuellement une étape de chauffage à une température allant de 250 à 450°C, et une étape de séparation afin d’obtenir un flux M4 enrichi en matières solubles et un flux M3 appauvri en matières solubles, ladite étape d) étant mise en œuvre dans un ou plusieurs réacteurs avec un temps de séjour hydraulique global inférieur ou égal à 20 minutes,
    5. une étape de refroidissement et de détente d’au moins une fraction du flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d), afin d’obtenir un flux M5,
    6. une étape de digestion mise en œuvre sur au moins une fraction du flux M5 issu de l’étape e).
  2. Procédé selon la revendication 1, comprenant en outre une étape de séparation supplémentaire e’) mise en œuvre sur au moins une fraction du flux M5 issu de l’étape e) permettant d’obtenir une fraction gazeuse FG et un flux liquide M5’, l’étape de digestion f) étant alors mise en œuvre dans un digesteur sur au moins une fraction, de préférence la totalité, du flux liquide M5’, ladite fraction gazeuse FG étant de préférence également introduite dans le digesteur lors de ladite étape de digestion f).
  3. Procédé selon la revendication 1 ou 2, dans lequel l’étape de séparation comprend une extraction du flux M4 enrichi en matières solubles et une extraction du flux M3 appauvri en matières solubles, de préférence via deux sorties contrôlées séparément.
  4. Procédé de traitement selon l’une quelconque des revendications 1 à 3, dans lequel l’étape de chauffage c) comprend au moins deux sous-étapes, au moins une desdites sous-étapes permettant de chauffer le mélange M1p à une vitesse supérieure ou égale à 100°C/minute de préférence supérieure ou égale à 200°C/minute, de préférence encore supérieure ou égale à 400°C/minute.
  5. Procédé de traitement selon l’une des revendications 1 à 4, dans lequel la chaleur présente dans le flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d) est récupérée.
  6. Procédé de traitement selon la revendication 5, dans lequel la chaleur est récupérée par échange de chaleur entre le flux M4 enrichi en matières solubles issu de l’étape d) et le mélange M1p, de préférence ledit échange de chaleur permet de chauffer au moins partiellement le mélange M1p lors de l’étape de chauffage c).
  7. Procédé de traitement selon l’une quelconque des revendications 1 à 6, dans lequel lors de l’étape e) le flux M4 enrichi en matières solubles est refroidi à une température inférieure ou égale à 60°C, de préférence inférieure ou égale à 40°C.
  8. Procédé de traitement selon l’une quelconque des revendications 1 à 7, dans lequel ladite étape de refroidissement comprend au moins deux sous-étapes, de préférence ladite première sous-étape est mise en œuvre par échange de chaleur entre la chaleur du flux M4 et le mélange M1p et permet d’obtenir un flux refroidi M4’ et ladite deuxième sous-étape est une étape de détente du flux refroidi M4’ à une pression allant de 2 à 10 bars permettant de produire de la vapeur de détente, ladite vapeur de détente pouvant éventuellement être injectée dans le mélange M1 en amont de l’étape a) ou lors de l’étape a).
  9. Procédé de traitement selon l’une quelconque des revendications 1 à 8, dans lequel le mélange M1 comprend de 5 à 50% en poids de matières solides, de préférence de 15 à 25% en poids de matières solides, par rapport au poids total du mélange M1.
  10. Procédé de traitement selon l’une quelconque des revendications 1 à 9, dans lequel au moins un additif est ajouté à au moins un flux choisi parmi :
    • Le flux de mélange M1 en amont de l’étape a),
    • Le mélange M1 pendant l’étape a),
    • le flux de mélange M1h en amont de l’étape b),
    • le flux de mélange M1p en amont de l’étape c),
    • le mélange M1p pendant l’étape c),
    • le flux de mélange pendant l’étape d),
    • le flux M3 appauvri en matières solubles issu de l’étape d).
  11. Procédé de traitement l’une quelconque des revendications 1 à 10, comprenant en outre au moins une étape de valorisation d’au moins une fraction du flux M3, ladite au moins une étape de valorisation étant de préférence choisie parmi une étape de gazéification hydrothermale, une étape d’oxydation par voie humide.
  12. Installation pour la mise en œuvre d’un procédé de traitement selon l’une quelconque des revendications 1 à 11, comprenant :
    • Au moins un réacteur d’hydrolyse (1) comportant éventuellement un dispositif d’agitation, alimenté en entrée par une ligne d’amenée du mélange M1 à traiter et comportant une ligne de sortie du mélange hydrolysé, ledit au moins un réacteur d’hydrolyse étant éventuellement précédé(s) par un dispositif de broyage ou muni d’une boucle de recirculation munie d’un dispositif de broyage ou suivi d’un dispositif de broyage, en amont de la pompe (3),
    • une pompe de mise sous pression (3) alimenté en entrée par le mélange hydrolysé éventuellement broyé, et comportant une ligne de sortie du mélange M1p,
    • un dispositif de chauffage (4) comportant une entrée permettant d’introduire au moins une fraction du mélange M1p en aval de la pompe (3), et comportant au moins une sortie pour le mélange M2,
    • un réacteur (5) comportant une entrée permettant d’introduire au moins une partie du mélange M2 issu du dispositif de chauffage (4) et comportant au moins deux sorties, une sortie pour le flux M3 et une sortie pour le flux M4,
      • ledit réacteur (5) comprenant éventuellement des moyens de chauffage, et
      • ledit réacteur (5) comprenant des moyens de séparation permettant d’extraire un flux M3 appauvri en matières solubles et un flux M4 enrichi en matières solubles,
    • éventuellement un échangeur de chaleur (9) permettant de récupérer la chaleur présente dans le flux M4 enrichi en matières solubles à la sortie du réacteur (5),
    • un dispositif de détente (10) alimenté par au moins une fraction du flux M4 enrichi en matières solubles préalablement refroidi, et comportant une sortie pour le flux M5,
    • éventuellement un dispositif de séparation (12) alimenté par au moins une fraction du flux M5 et comportant une sortie pour une fraction gazeuse et une sortie pour le flux liquide M5’,
    • un dispositif de digestion (11) alimenté par au moins une fraction du flux M5 ou le cas échéant par au moins une fraction du flux liquide M5’ et au moins une partie de la fraction gazeuse.
  13. Installation selon la revendication 12, dans laquelle le réacteur (5) comprend :
    • un réacteur de solubilisation (52) comportant une entrée permettant d’introduire au moins une partie du mélange M2 issu du dispositif de chauffage (4) et comportant une ligne de sortie pour un mélange M6,
    • éventuellement un dispositif de chauffage (53) comportant une entrée permettant d’introduire au moins une partie du mélange M6 issu du réacteur de solubilisation (52) et comportant une ligne de sortie pour un mélange M6’,
    • un dispositif de séparation (51) alimenté par au moins une fraction du mélange M6 ou par au moins une fraction du mélange M6’ lorsqu’un dispositif de chauffage (53) est présent, et comportant au moins deux sorties, une sortie pour le flux M3 et une sortie pour le flux M4.
  14. Installation selon la revendication 12 ou 13, dans laquelle le dispositif de chauffage (4) comprend un échangeur de chaleur permettant d’échanger de la chaleur entre le flux M4 enrichi en matières solubles issu du réacteur (5) et le flux M1p en aval de la pompe de mise sous pression (3), un flux M4’ refroidi est ainsi obtenu.
  15. Installation selon la revendication 14, comprenant en outre un échangeur de chaleur (9) en aval du dispositif de chauffage (4) permettant de récupérer la chaleur présente dans le flux M4’ et de la transférer au mélange M1 pour l’hydrolyse thermique, de préférence via une production de vapeur.
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