WO1996013463A1 - Procede et installation de traitement d'effluents par oxydation en presence d'un catalyseur heterogene - Google Patents

Procede et installation de traitement d'effluents par oxydation en presence d'un catalyseur heterogene Download PDF

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WO1996013463A1
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Malik Djafer
Francis Luck
Jacques Sibony
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OTV Omnium de Traitements et de Valorisation SA
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    • C02—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F1/00—Treatment of water, waste water, or sewage
    • C02F1/72—Treatment of water, waste water, or sewage by oxidation
    • C02F1/725—Treatment of water, waste water, or sewage by oxidation by catalytic oxidation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
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    • C02F—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F1/00—Treatment of water, waste water, or sewage
    • C02F1/02—Treatment of water, waste water, or sewage by heating
    • C02F1/025—Thermal hydrolysis
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C02—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F11/00—Treatment of sludge; Devices therefor
    • C02F11/18—Treatment of sludge; Devices therefor by thermal conditioning

Definitions

  • the field of the invention is that of the treatment of industrial or urban effluents loaded with organic matter and nitrogen compounds. More generally, the invention applies to the treatment of effluents which contain organic matter as well as organic and inorganic nitrogen compounds, such as discharge leachates, liquid manure, effluents from the chemical industry (dyes, explosives , anilines, nicotinic acid, polyamides, etc.), effluents from the food industry, sewage sludge, effluents from the conditioning and dehydration of sewage sludge, etc.
  • effluents which contain organic matter as well as organic and inorganic nitrogen compounds, such as discharge leachates, liquid manure, effluents from the chemical industry (dyes, explosives , anilines, nicotinic acid, polyamides, etc.), effluents from the food industry, sewage sludge, effluents from the conditioning and dehydration of sewage sludge, etc.
  • the treatment in question consists in ridding the effluents to be treated of a substantial part of the undesirable compounds which they contain with a view to their rejection in a receiving natural environment, a purification station or a collecting network.
  • the effluent considered can be water as well as any other liquid fluid.
  • the purification methods used to treat urban or industrial effluents conventionally involve biological processes aimed at reducing their biological oxygen demand (BOD) as well as their content of nitrogenous nutrients and phosphorus.
  • BOD biological oxygen demand
  • certain effluents having pollutants that are difficult to biodegrade as well as high ammonia contents require the use of special processes and / or require the use of chemical substrates for their treatment.
  • COD chemical oxygen demand
  • the aim of this technique is to carry out extensive oxidation of the slightly biodegradable organic matter contained in aqueous effluents, by contact of said effluents with an oxidizing agent.
  • the conditions for implementing such a process are typically included, for the temperature, between approximately 20 and approximately 350 ° C. and, for the pressure, between approximately 1 and approximately 160 bar.
  • Oxidation processes in the aqueous phase do not make it possible to substantially eliminate ammoniacal nitrogen, particularly when the effluents to be treated contain high concentrations of ammoniacal nitrogen (> 200 mg / 1).
  • same Wet Air Oxidation which is one of the most efficient oxidation processes and which is carried out at a temperature generally between approximately 200 ° C and approximately 350 ° C and at a pressure generally between approximately 20 and around 160 bars, only allows ammoniacal nitrogen to be removed with limited yields of between 5% and 10% while the organic carbon is destroyed with an efficiency close to 80%.
  • Air or steam stripping effective for high contents, requires a high investment and is poorly suited to the treatment of effluents also containing high concentrations of organic matter. In addition, it only transfers ammonia by concentrating it. In this type of process, the ammonia is eliminated by neutralization with sulfuric acid to form ammonium sulfate which must be stored before recovery, which constitutes an additional operating charge. In the context of a treatment by oxidation in a humid environment for example, this operation can only be done after relaxing the effluent, cooling to a temperature below 80 ° C. and adjusting the pH, so as to avoid simultaneous fumes of volatile, odorous and / or harmful organic compounds, during forced aeration at higher temperature. This treatment of ammoniacal nitrogen subsequent to oxidation in a humid environment therefore results in significantly higher investment and operating costs.
  • the elimination of ammoniacal nitrogen can also be carried out by biological nitrification-denitrification treatment. This treatment hardly accepts large charges.
  • Another drawback constituted by this catalytic oxidation in a humid medium results from the fact that the heterogeneous catalyst can be affected by precipitation in its structure of calcium carbonates and sulphates as well as of metals present in trace amounts in the effluents, such as mercury, cadmium, lead, zinc, etc., which are poisons known to many catalysts by acting by combination or alloy, in particular with precious metals. All of these drawbacks mean that this catalytic oxidation process in a humid environment is not currently used to treat effluents.
  • the object of the invention is to provide a process for the oxidation of effluents in the aqueous phase which makes it possible to overcome the drawbacks of the state of the art. More specifically, the objective of the present invention is to provide a process for treating industrial or urban effluents loaded with organic matter as well as organic and inorganic nitrogen compounds, which makes it possible to obtain a significant elimination of the ammoniacal and total nitrogen as well as simultaneously a significant reduction in the COD of said effluents and the rejection of harmful or smelly gases.
  • Another objective of the invention is to propose a process and an installation allowing the use without disadvantage of heterogeneous catalysts in the context of aqueous phase oxidation processes.
  • Yet another objective of the invention is to describe a process making it possible to significantly increase the life of such heterogeneous catalysts.
  • Another objective of the invention is to improve the efficiency of the oxidation processes in the aqueous phase and to reduce the cost generated by their implementation.
  • oxidizing agent at a temperature of between approximately 20 ° C and approximately 350 ° C, under a total pressure of between approximately 1 and approximately 160 bars, so as to mineralize part of the organic matter and l ammoniacal and total nitrogen contained in said effluents, said oxidation being carried out inside a reactor in which a gas phase is formed above the liquid phase constituted by the effluents, characterized in that said catalyst is a catalyst heterogeneous disposed inside said reactor, above the interface between said gas phase and said liquid phase.
  • the catalyst thus used can moreover simultaneously eliminate the carbon monoxide CO usually formed during the oxidation treatment in a humid environment by oxidation to carbon dioxide and the elimination of volatile organic compounds by oxidation to carbon dioxide and water.
  • the position of the heterogeneous catalyst above the interface between the phases gas and liquid in the oxidation reactor also makes it possible to avoid the use of an expensive catalyst resistant to the corrosive conditions of the liquid phase, and on the other hand to eliminate any risk of clogging of the catalyst by particles and any risk of loss of activity of the catalyst by dissolution of its active phase or by reaction with contaminants present in the liquid phase.
  • the process is carried out at a temperature between around 200 ° C and 350 ° and under a total pressure between around 20 and around 160 bar. It then constitutes a wet oxidation process (WAO).
  • said heterogeneous catalyst is a metal belonging to the group comprising vanadium, niobium, 'chromium, molybdenum, tungsten, manganese, iron it, cobalt, nickel, copper, cerium, platinum, rhodium, palladium, ruthenium and iridium and mixtures and compounds of one or more of them.
  • the catalyst can advantageously be deposited on an inorganic support consisting for example of an oxide such as alumina, silica, zeolites, titanium dioxide, zirconia, etc.
  • the catalysts can be prepared by any other means known to those skilled in the art, in particular by impregnating a porous support with a solution of one or more metal compounds providing the metals or metal oxides by thermal activation, or by mixing of the oxide support and one or more metal compounds then shaping by extrusion, pelletization, granulation, pelletizing, etc.
  • the catalyst of the invention may be in the form of spheres, pellets, cylindrical or multi-lobed extrudates, rings, ceramic or metallic honeycombs, or any other form suitable for constituting a fixed bed of catalyst arranged in the wet oxidation treatment reactor, above the interface between the gas and liquid phases.
  • metallic honeycombs will be used, these having the cumulative advantages of being inexpensive, of being easy to implement, of being able to be easily positioned by blocking in the reactors and of being able to be easily moved to inside of these.
  • the oxidation in the aqueous phase is carried out in a reactor operating continuously or discontinuously, at a temperature between approximately 20 ° C.
  • At least one oxidizing agent chosen from air, oxygen-enriched air, oxygen, ozone, hydrogen peroxide, peracids, chlorine gas, carbon dioxide, is used to effect said oxidation.
  • the invention preferably comprises an addition a gas flow in the reactor consisting of at least one agent chosen from air, oxygen-enriched air, oxygen, ozone, water vapor or nitrogen.
  • the catalytic oxidation is carried out at a temperature between about 200 ° C and about 350 ° C preferably between 250 ° C and 300 ° C.
  • the catalyst thus placed inside the reactor thus presents, due to the temperature prevailing in said wet oxidation reactor (between 200 ° C. and 350 ° C.), a high efficiency for carrying out the oxidation reactions of NH 3 to N 2 and N 2 O, of CO to CO 2 and of volatile organic compounds to CO 2 and H 2 O, and this without reheating of the gases is necessary as in the case of the treatment of said gases in a complementary reactor located outside the oxidation reactor in a humid environment.
  • this catalytic oxidation temperature can be higher than the oxidation temperature in the aqueous phase.
  • specific heating means will then be used to heat the catalytic oxidation zone, arranged at the level of the reactor zone where the heterogeneous catalyst is installed.
  • These means may in particular be constituted by a heating collar placed outside the reactor. It is also possible to cause the catalytic oxidation zone to heat up by the Joule effect. Heating the catalytic oxidation zone to a temperature higher than that of the liquid effluent also has the advantage of avoiding any condensation of this effluent.
  • said oxidation in the aqueous phase can be carried out in the presence of a homogeneous catalyst intended to increase the efficiency of abatement of COD.
  • the oxidation is therefore carried out in the presence of two catalysts, a heterogeneous catalyst provided above the interface between the gas phase and the liquid phase and a homogeneous catalyst.
  • said catalyst is a metal belonging to the group comprising manganese, iron, cobalt, nickel, copper, zinc and mixtures and compounds of one or more of them.
  • it is a soluble compound of copper (such as copper sulphate) or zinc or their mixture, the mass ratio of metal catalyst / chemical oxygen demand (COD) of the effluent before treatment preferably being between 5.10-4 and 3.10-1 approximately.
  • the treated effluent comprises a solid phase
  • the process comprises a step consisting in recycling at least part of the phase solid present in the oxidation reactor. Such a step ensures sufficient contact time to allow oxidation of the organic part of this solid phase.
  • the method comprises a step consisting in previously adjusting the pH of said effluents to a value of 7 to 12. It has in fact been found that such an adjustment makes it possible to increase the efficiency of catalytic oxidation of ammonia without increasing the formation of nitrogen oxides.
  • the invention also relates to any reactor for the aqueous phase oxidation of a liquid effluent with an oxidizing agent, characterized in that it comprises means for maintaining a heterogeneous catalyst above the surface of said liquid effluent. Also preferably, said reactor includes means for adjusting the position of said holding means, so that the height separating the catalyst from the surface of the liquid effluent in the reactor can be adjusted. This height may vary depending on the nature of the effluent treated and in particular depending on the presence or not of stirring means in the reactor. Alternatively, the reactor includes a demister between the liquid phase and the catalyst.
  • FIG. 1 represents the formation and reduction of the ammoniacal nitrogen as a function of the treatment time, of the presence of a homogeneous catalyst (Cu) and of a heterogeneous catalyst (catalyst Pt), at 235 ° C. and 38 bar;
  • FIG. 2 shows the reduction of COD as a function of time and the presence of a homogeneous catalyst (copper) and a heterogeneous catalyst (platinum);
  • FIG. 4 shows a first embodiment of a reactor according to the present invention
  • FIG. 5 shows a second embodiment of a reactor according to the present invention.
  • This effluent is placed in an autoclave reactor, in the presence of an oxygen / COD stoichiometry of 1.5, at a temperature of 235 ° C. and under a total pressure of 46 bar, with a reaction time of 10 min.
  • catalysts based on precious metals are placed in the autoclave on an alumina support in the form of cylindrical pellets (2.8 mm ⁇ 3.5 mm), comprising 0.5 respectively % of ruthenium (615 mg of catalyst type 146 of Johnson Matthey), 0.5% of platinum (610 mg of catalyst type 73 of Johnson Matthey) and 5% of palladium (110 mg of catalyst type 49 of Johnson Matthey).
  • the presence of the Ru-based and Pd-based catalysts does not significantly modify the reductions in COD and ammoniacal nitrogen.
  • the Pt-based catalyst leads to a reduction of the COD of 19% as well as to the elimination by oxidation of 11% of the ammoniacal nitrogen.
  • all the catalysts used have lost most of their precious metal charge in the form of a suspension in the solution, following impacts and friction due to the agitation of the effluent in the reactor, necessary for the reaction.
  • the heterogeneous catalyst based on platinum, placed in the liquid effluent to be treated does not have a sufficient durability for industrial use.
  • the reactor is supplied with effluent to be treated by the injection pipe 1.
  • This reactor is provided with heating means making it possible to bring the effluent to a temperature between approximately 100 ° C. and 350 ° C.
  • Pressurization means are provided to bring the effluents to be treated present in the reactor under a pressure of between approximately 5 bar and approximately 160 bar.
  • the reactor is provided with two pipes 2 and 3: on the one hand a pipe 3 for discharging a gaseous phase saturated with water, essentially containing oxygen, - on the other hand a pipe 2 d evacuation of an essentially liquid phase containing mainly residual organic matter as well as an essentially mineral solid phase in suspension.
  • the oxygen injection 6 is carried out by a sludge recirculation loop 7 from the base 8 of the reactor 1 to its upper part. This provision is advantageous but not compulsory. It is conceivable to inject oxygen at another location in the reactor.
  • a heat exchanger 9 is provided to recover the calories from the treated effluents and restore them, for example, to preheat the effluent to be treated.
  • a heterogeneous catalyst is placed in a basket 4 above the interface 10 between the liquid phase and the gas phase present in the reactor so as to provide between said interface 10 and said catalyst a guard volume making it possible to prevent or, at the very least to minimize, contact of said effluent with said catalyst.
  • This guard volume is obtained by maintaining a sufficient partial pressure above the liquid while keeping it at a given level.
  • Means 11, constituted by lugs on the inner wall of the reactor are provided for varying the position of said basket.
  • the sludge is placed in this reactor in the presence of an oxygen / COD stoichiometry of 1.5, at a temperature of 235 ° C. and under a total pressure of 38 bar.
  • a heterogeneous catalyst is placed in the autoclave, in accordance with the present invention.
  • the catalyst used is a catalyst based on 0.5% platinum on an alumina support in the form of cylindrical pellets (2.8 mm ⁇ 3.5 mm, catalyst type 73 from Johnson Matthey), contained in a wire basket placed horizontally about 30 cm above the liquid-gas interface at rest (without agitation).
  • Some tests are carried out by adding a homogeneous catalyst (copper sulphate, at the rate of a copper content of 500 mg / l) to the sludge to be treated, a catalyst intended to accelerate the reduction of COD.
  • a homogeneous catalyst copper sulphate, at the rate of a copper content of 500 mg / l
  • the results presented in FIG. 1 show that the homogeneous copper catalyst used alone (without heterogeneous platinum-based catalyst) only accelerates the kinetics of transformation of organic nitrogen (amino acids, peptides, proteins, etc.) in ammoniacal nitrogen, but does not contribute to eliminating the ammoniacal nitrogen by oxidation compared to a test without copper.
  • the 3 tests carried out in the presence of the platinum catalyst show, on the contrary, a significant reduction in ammoniacal nitrogen, up to 86% after 1 hour of reaction time. It can be seen from the results shown in FIG. 2 that the presence of the platinum catalyst in no way affects the removal of COD during the wet oxidation reaction.
  • This sludge is placed in the reactor described in FIG. 4, in the presence of an oxygen / COD stoichiometry of 1.5, at a temperature of 235 ° C. and under a total pressure of 38 bar, with a reaction time of 15 min.
  • the same catalyst load based on 0.5% platinum, already used for the second series of tests is placed in the autoclave, contained in a wire basket placed horizontally at about 30 cm above the liquid-gas interface at rest (H3 tests), or vertically approximately 80 cm above the liquid-gas interface at rest (V8 tests).
  • Some tests are carried out by adding a homogeneous catalyst (copper sulphate, at the rate of a copper content of 500 mg / l) to the sludge to be treated, a catalyst intended to accelerate the reduction of COD.
  • a homogeneous catalyst copper sulphate, at the rate of a copper content of 500 mg / l
  • the initial pH of the mud (6.3) is adjusted to a value of 10 by adding a sodium hydroxide solution.
  • Figure 3 shows the effect of the final pH of the treated effluents on the rate of elimination of ammoniacal nitrogen, in different tests carried out in the presence of an oxygen / COD stoichiometry of 1.5, at a temperature of 235 ° C. for 15 minutes, under a total pressure of 38 bar, in the presence of a homogeneous catalyst (copper sulphate, at the rate of a copper content of 500 mg / 1) and a catalyst charge based on 0, 5% platinum, contained in a wire basket placed either horizontally approximately 30 cm above the liquid-gas interface at rest (H3 tests), or vertically approximately 80 cm above the liquid-gas interface at rest (V8 tests).
  • the initial pH of the effluent is adjusted to a value of 10 by adding a sodium hydroxide solution.
  • This effluent is placed in a reactor, in the presence of a COD oxygen stoichiometry of 1.5, at a temperature of 285 ° C. and under a total pressure of 86 bar, with a reaction time of 10 min.
  • a catalyst based on precious metals is placed in the autoclave on an alumina support in the form of a cylindrical honeycomb comprising 0.5% of platinum.
  • This effluent is placed in an autoclave reactor, in the presence of an oxygen / COD stoichiometry of 1.5, at a temperature of 285 ° C. and under a total pressure of 86 bar, with a reaction time of 10 min.
  • a catalyst based on precious metals is placed in the autoclave on an alumina support in the form of a cylindrical honeycomb comprising 0.5% of platinum.

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Abstract

Procédé et installation de traitement d'effluents par oxydation et dénitrification en présence d'un catalyseur hétérogène. L'invention concerne un procédé d'oxydation en phase aqueuse d'effluents consistant à faire subir auxdits effluents une oxydation en présence d'au moins un catalyseur et d'au moins un agent oxydant, à une température comprise entre environ 20 °C et environ 350 °C, sous une pression totale comprise entre environ 1 et environ 160 bars, de façon à minéraliser une partie de la matière organique et de l'azote ammoniacal et total contenu dans lesdits effluents, ladite oxydation étant menée à l'intérieur d'un réacteur dans lequel une phase gazeuse est ménagée au-dessus de la phase liquide constituée par lesdits effluents, caractérisé en ce que ledit catalyseur est un catalyseur hétérogène disposé à l'intérieur dudit réacteur, au-dessus de l'interface entre ladite phase gazeuse et ladite phase liquide.

Description

Procédé et installation de traitement d 'effluents par oxydation en présence d'un catalyseur hétérogène.
Le domaine de l'invention est celui du traitement des effluents industriels ou urbains chargés en matières organiques et en composés azotés. Plus généralement, l'invention s'applique au traitement des effluents qui contiennent des matières organiques ainsi que des composés organiques et inorganiques de l'azote, comme les lixiviats de décharge, les lisiers, les effluents de l'industrie chimique (colorants, explosifs, anilines, acide nicotinique, polyamides, etc.), les effluents de l'industrie agro-alimentaire, les boues d'épuration, les effluents issus du conditionnement et de la déshydratation des boues d'épuration, etc..
Le traitement dont il s'agit consiste à débarrasser les effluents à traiter d'une partie substantielle des composés indésirables qu'ils contiennent en vue de leur rejet dans un milieu naturel récepteur, une station d'épuration ou un réseau collecteur. L'effluent considéré peut être de l'eau ainsi que tout autre fluide liquide. Les méthodes d'épuration utilisées pour traiter les effluents urbains ou industriels font classiquement intervenir des procédés biologiques visant à abattre leur demande biologique en oxygène (DBO) ainsi que leur teneur en nutriments azoté et en phosphore. Toutefois, certains effluents présentant des polluants difficilement biodégradables ainsi que des teneurs en ammoniaque élevées, requièrent l'utilisation de procédés spéciaux et/ou nécessitent de faire intervenir des substrats chimiques pour leur traitement.
Un des traitements performants adaptés à l'élimination de la demande chimique en oxygène (DCO) est l'oxydation en phase aqueuse, qui a été abondamment décrite dans l'art antérieur. Cette technique vise à réaliser une oxydation poussée de la matière organique peu biodégradable contenue dans des effluents aqueux, par contact desdits effluents avec un agent oxydant. Dans ce but, les conditions de mise en oeuvre d'un tel procédé sont typiquement comprises, pour la température, entre environ 20 et environ 350 °C et, pour la pression, entre environ 1 et environ 160 bar.
Les procédés d'oxydation en phase aqueuse ne permettent pas d'éliminer de façon substantielle l'azote ammoniacale, particulièrement lorsque les effluents à traiter contiennent des concentrations élevées d'azote ammoniacal (> 200 mg/1). Même l'oxydation en milieu humide (Wet Air Oxydation), qui est un des procédés d'oxydation les plus performants et qui est mené à une température généralement comprise entre environ 200 °C et environ 350 °C et à une pression généralement comprise entre environ 20 et environ 160 bars, ne permet d'éliminer l'azote ammoniacal qu'avec des rendements limités compris entre 5% et 10% alors que le carbone organique est détruit avec une efficacité proche de 80%. De nombreuses publications ont montré que le traitement des effluents industriels ou urbains par oxydation en milieu humide ne permettait qu'une élimination très partielle de l'azote total Kjeldahl, comprise entre 5 et 15%, et que celui-ci se trouvait en fin de traitement essentiellement sous forme d'azote ammoniacal. II existe également des procédés physiques d'élimination de l'azote ammoniacal.
Le stripage à l'air ou à la vapeur, efficace pour les fortes teneurs, nécessite un investissement élevé et s'adapte mal au traitement d'effluents contenant également de fortes concentrations en matières organiques. De plus, il ne réalise qu'un transfert d'ammoniaque en le concentrant. Dans ce type de procédés l'ammoniaque est éliminé par neutralisation à l'acide sulfurique pour former du sulfate d'ammonium qui doit être stocké avant valorisation, ce qui constitue une charge d'exploitation supplémentaire. Dans le cadre d'un traitement par oxydation en milieu humide par exemple, cette opération ne peut se faire qu'après détente de l'effluent, refroidissement jusqu'à une température inférieure à 80 °C et ajustement du pH, de façon à éviter les émanations simultanées de composés organiques volatils, odorantes et/ou nuisibles, lors de l'aération forcée à température plus élevée. Ce traitement de l'azote ammoniacal subséquent à une oxydation en milieu humide entraîne de ce fait des coûts d'investissement et d'exploitation notablement plus élevés.
En station d'épuration l'élimination de l'azote ammoniacal peut aussi être effectuée par traitement de nitrification-dénitrification biologique. Ce traitement accepte difficilement des charges importantes.
Si l'effluent présente une DCO suffisamment élevée, il est possible de réaliser simultanément une élimination de la matière organique et des composés organiques et inorganiques de l'azote par incinération. Cette technique conduit cependant à la formation d'une quantité importante d'oxydes d'azotes NOx (x=l et 2), par oxydation d'une fraction substantielle de la charge azotée. Le respect des normes d'émission de NOx impose de ce fait un traitement des fumées d'incinération, notamment par réduction catalytique des NOx par NH3, technique dont la mise en oeuvre est onéreuse.
Il est aussi possible de renforcer l'efficacité de l'oxydation en milieu humide vis- à-vis de l'élimination de l'azote ammoniacal par l'emploi de catalyseurs hétérogènes en contact avec l'effluent à traiter, composés par exemple de dioxyde de titane, d'un oxyde de terre rare et d'un métal précieux, comme décrit dans le brevet européen EP-A- 431 932 ou encore dans le brevet américain US-A-3,988,259. Toutefois de tels catalyseurs présentent l'inconvénient de montrer une perte d'activité importante dans le temps due au fait qu'ils sont immergés lors de leur utilisation. Un autre inconvénient constitué par cette oxydation catalytique en milieu humide résulte du fait que le catalyseur hétérogène peut être affecté par précipitation dans sa structure de carbonates et de sulfates de calcium ainsi que de métaux présents à l'état de traces dans les effluents, comme le mercure, le cadmium, le plomb, le zinc, etc., et qui sont des poisons connus de nombreux catalyseurs en agissant par combinaison ou alliage, en particulier avec les métaux précieux. L'ensemble de ces inconvénients fait que ce procédé d'oxydation catalytique en milieu humide n'est pas actuellement utilisé pour traiter les effluents.
On notera par ailleurs que l'absence d'utilisation de catalyseurs dans le cadre par exemple d'un procédé d'oxydation en milieu humide se traduit par un entraînement d'ammoniac gazeux par les gaz de traitement, qui provoque la formation de dépôts de sels d'ammonium comme le sulfate d'ammonium, l'acétate d'ammonium, etc. Ces dépôts peuvent entraîner des bouchages d'organes essentiels comme des conduits et des vannes.
L'invention a pour objectif de fournir un procédé d'oxydation d'effluents en phase aqueuse permettant de pallier les inconvénients de l'état de la technique. Plus précisément, l'objectif de la présente invention est de fournir un procédé de traitement des effluents industriels ou urbains chargés en matières organiques ainsi qu'en composés organiques et inorganiques de l'azote, qui permette d'obtenir une élimination importante de l'azote ammoniacal et total ainsi que simultanément une diminution importante de la DCO desdits effluents et du rejet de gaz nocifs ou malodorants.
Un autre objectif de l'invention est de proposer un procédé et une installation permettant l'utilisation sans inconvénient des catalyseurs hétérogènes dans le cadre des procédés d'oxydation en phase aqueuse.
Encore un autre objectif de l'invention est de décrire un procédé permettant d'augmenter sensiblement la durée de vie de tels catalyseurs hétérogènes.
Encore un objectif de l'invention est d'améliorer l'efficacité des procédés d'oxydation en phase aqueuse et de diminuer le coût engendré par leur mise en oeuvre.
Ces objectifs, ainsi que d'autres qui apparaîtront par la suite, sont atteints grâce à l'invention qui concerne un procédé d'oxydation en phase aqueuse d'effluents consistant à faire subir auxdits effluents une oxydation en présence d'au moins un catalyseur et d'au moins un agent oxydant, à une température comprise entre environ 20°C et environ 350°C, sous une pression totale comprise entre environ 1 et environ 160 bars, de façon à minéraliser une partie de la matière organique et de l'azote ammoniacal et total contenu dans lesdits effluents, ladite oxydation étant menée à l'intérieur d'un réacteur dans lequel une phase gazeuse est ménagée au-dessus de la phase liquide constituée par les effluents, caractérisé en ce que ledit catalyseur est un catalyseur hétérogène disposé à l'intérieur dudit réacteur, au-dessus de l'interface entre ladite phase gazeuse et ladite phase liquide.
Un tel procédé permet de réaliser une élimination de l'azote total et ammoniacal par oxydation en azote moléculaire N2 sans former d'oxydes d'azote NOx (x = 1 ou 2).
Le catalyseur ainsi utilisé peut de plus réaliser simultanément l'élimination du monoxyde de carbone CO habituellement formé lors du traitement d'oxydation en milieu humide par oxydation en dioxyde du carbone et l'élimination des composés organiques volatils par oxydation en dioxyde de carbone et en eau.
On s'est en effet aperçu que, de façon surprenante, un tel positionnement du catalyseur à l'intérieur du réacteur permettait d'éliminer avec une grande efficacité à la fois l'azote ammoniacal et le CO, ce qui permet une décharge du gaz résiduaire à l'atmosphère sans traitement complexe ultérieur. De façon inattendue, le transfert de l'azote ammoniacal vers la phase gazeuse du réacteur, jusqu'au catalyseur en vue de son oxydation, est suffisamment efficace pour qu'il n'y ait pas nécessité de procéder à un ajustement du pH à des valeurs élevées comme dans le cas de l'aération forcée. La position du catalyseur hétérogène au-dessus de l'interface entre les phases gazeuse et liquide dans le réacteur d'oxydation permet de plus d'éviter l'emploi d'un catalyseur onéreux résistant aux conditions corrosives de la phase liquide, et d'autre part d'éliminer tout risque de bouchage du catalyseur par des particules et tout risque de perte d'activité du catalyseur par dissolution de sa phase active ou par réaction avec des contaminants présents dans la phase liquide.
Selon une variante intéressante de l'invention le procédé est mis en oeuvre à une température comprise entre environ 200 °C et 350 ° et sous une pression totale comprise entre environ 20 et environ 160 bar. Il constitue alors un procédé d'oxydation en milieu humide (WAO). Préférentiellement, ledit catalyseur hétérogène est un métal appartenant au groupe comprenant le vanadium, le niobium,' le chrome, le molybdène, le tungstène, le manganèse, le fer, le cobalt, le nickel, le cuivre, le cérium, le platine, le rhodium, le palladium, le ruthénium et l'iridium et les mélanges et composés d'un ou plusieurs d'entre eux. Le catalyseur peut être avantageusement déposé sur un support minéral constitué par exemple d'un oxyde comme l'alumine, la silice, les zéolithes, le dioxyde de titane, la zircone, etc..
Les catalyseurs peuvent être préparés par tout autre moyen connu de l'homme de l'art, notamment par imprégnation d'un support poreux par une solution d'un ou plusieurs composés de métaux fournissant les métaux ou oxydes métalliques par activation thermique, ou par mélange du support oxyde et d'un ou plusieurs composés de métaux puis mise en forme par extrusion, pelletisation, granulation, pastillage, etc.
Le catalyseur de l'invention peut se présenter sous forme de sphères, de pastilles, d'extrudés cylindriques ou polylobés, d'anneaux, de nids d'abeille céramiques ou métalliques, ou tout autre forme adaptée à constituer un lit fixe de catalyseur disposé dans le réacteur de traitement d'oxydation en milieu humide, au-dessus de l'interface entre les phases gazeuse et liquide. Préférentiellement, on utilisera des nids d'abeille métalliques, ceux-ci présentant les avantages cumulés d'être peu coûteux, d'être faciles à mettre en oeuvre, de pouvoir être aisément positionnés par blocage dans les réacteurs et de pouvoir être facilement déplacés à l'intérieur de ceux-ci. Comme précisé ci-dessus l'oxydation en phase aqueuse est effectuée dans un réacteur fonctionnant en continu ou en discontinu, à une température comprise entre environ 20 °C et environ 350°C, sous une pression totale comprise entre environ 1 bar et environ 160 bar. On utilise, pour effectuer ladite oxydation, au moins un agent oxydant choisi parmi l'air, l'air enrichi en oxygène, l'oxygène, l'ozone, le peroxyde d'hydrogène, les peracides, le chlore gazeux, le bioxyde de chlore, l'hypochlorite de sodium, le permanganate de potassium ou tout autre agent oxydant connu de l'homme de l'art.
Si l'agent oxydant utilisé est introduit dans le réacteur de traitement sous forme liquide ou en solution, comme par exemple le peroxyde d'hydrogène, l'hypochlorite de sodium, le permanganate de potassium, etc., l'invention comprend préférentiellement un apport d'un flux gazeux dans le réacteur constitué d'au moins un agent choisi parmi l'air, l'air enrichi en oxygène, l'oxygène, l'ozone, la vapeur d'eau ou l'azote.
L'oxydation catalytique est quant à elle effectuée à une température comprise entre environ 200°C et environ 350°C préférentiellement entre 250°C et 300°C. Lors de la mise en oeuvre d'un procédé d'oxydation en milieu humide, le catalyseur ainsi placé à l'intérieur du réacteur présente ainsi, du fait de le température régnant dans ledit réacteur d'oxydation en milieu humide (entre 200°C et 350°C), une efficacité importante pour effectuer les réactions d'oxydation de NH3 en N2 et N2O, de CO en CO2 et des composés organiques volatils en CO2 et H2O, et ceci sans qu'un réchauffage des gaz soit nécessaire comme dans le cas du traitement desdits gaz dans un réacteur complémentaire situé en-dehors du réacteur d'oxydation en milieu humide. De plus, les différentes réactions d'oxydations ainsi catalysées étant fortement exothermiques, la chaleur émise par lesdites réactions est en grande partie transmise par rayonnement, conduction et convection à l'ensemble du réacteur, ce qui améliore son bilan thermique et permet notamment de traiter des effluents plus dilués, moins chargés en DCO, sans qu'il y ait nécessité d'apporter des calories pour équilibrer le bilan thermique global du procédé d'oxydation. Selon une variante intéressante de l'invention, cette température d'oxydation catalytique peut être supérieure à la température d'oxydation en phase aqueuse. Ainsi il sera possible de ne pas porter l'intégralité de l'intérieur du réacteur à la température d'oxydation catalytique mais seulement la zone dans laquelle s'effectue cette oxydation catalytique et ainsi d'employer des pressions moins importantes pour l'oxydation en phase aqueuse. Dans le cadre de la mise en oeuvre d'une telle variante de l'invention, on utilisera alors des moyens de chauffage spécifiques pour chauffer la zone d'oxydation catalytique, disposés au niveau de la zone du réacteur où est installé le catalyseur hétérogène. Ces moyens pourront notamment être constitués par un collier chauffant disposé à l'extérieur du réacteur. On pourra aussi provoquer un échauffement de la zone d'oxydation catalytique par effet Joule. Le fait de chauffer la zone d'oxydation catalytique à une température supérieure à celle de l'effluent liquide présente de plus l'avantage d'éviter toute condensation de cet effluent. Selon une variante du procédé, ladite oxydation en phase aqueuse peut être effectuée en présence d'un catalyseur homogène destiné à augmenter l'efficacité d'abattement de la DCO. Selon une telle variante, l'oxydation est donc menée en présence de deux catalyseurs, un catalyseur hétérogène prévu au-dessus de l'interface entre la phase gazeuse et la phase liquide et un catalyseur homogène. Préférentiellement, ledit catalyseur est un métal appartement au groupe comprenant le manganèse, le fer, le cobalt, le nickel, le cuivre, le zinc et les mélanges et composés d'un ou plusieurs d'entre eux. De façon particulièrement avantageuse, il s'agit d'un composé soluble du cuivre (tel que le sulfate de cuivre) ou du zinc ou leur mélange, le rapport massique métal catalyseur / demande chimique en oxygène (DCO) de l'effluent avant traitement étant préférentiellement compris entre 5.10- 4 et 3.10- 1 environ.
On notera aussi que l'on pourra utiliser un autre catalyseur disposé à la sortie du réacteur, par exemple pour le traitement complémentaire de l'oxyde de carbone et des composés organiques volatils.
Dans le cas d'un réacteur fonctionnant en continu, il peut s'avérer avantageux de recycler au moins une partie de ladite phase gazeuse présente dans ledit réacteur d'oxydation en phase aqueuse, de manière à lui assurer un temps de contact suffisant pour obtenir une élimination substantielle de NH3, du CO et des composés organiques volatils au moyen du catalyseur hétérogène placé dans ledit réacteur.
Selon une autre variante du procédé, l'effluent traité comprend une phase solide, et le procédé comprend une étape consistant à recycler au moins une partie de la phase solide présente dans le réacteur d'oxydation. Une telle étape permet d'assurer le temps de contact suffisant pour permettre l'oxydation de la partie organique de cette phase solide.
Egalement selon une variante avantageuse de l'invention, le procédé comprend une étape consistant à ajuster préalablement le pH desdits effluents à une valeur de 7 à 12. II a en effet été constaté qu'un tel ajustement permettait d'accroître l'efficacité de l'oxydation catalytique de l'ammoniac sans augmenter la formation d'oxydes d'azote.
L'invention concerne également tout réacteur pour l'oxydation en phase aqueuse d'un effluent liquide par un agent oxydant caractérisé en ce qu'il comprend des moyens de maintien d'un catalyseur hétérogène au-dessus de la surface dudit effluent liquide. Egalement préférentiellement, ledit réacteur inclut des moyens de réglage de la position desdits moyens de maintien, de façon à pouvoir régler la hauteur séparant le catalyseur de la surface de l'effluent liquide se trouvant dans le réacteur. Cette hauteur pourra varier en fonction de la nature de l'effluent traité et notamment en fonction de la présence ou non de moyens d'agitation dans le réacteur. Selon une variante, le réacteur comprend un dévésiculeur entre la phase liquide et le catalyseur.
L'invention, ainsi que les différents avantages qu'elle présente seront plus facilement compris grâce à la description de cinq exemples de réalisation (exemple 2 à 6) qui va suivre, en référence à un exemple comparatif ne mettant pas en oeuvre les caractéristiques de l'invention (exemple 1) et en référence aux dessins dans lesquels :
- la figure 1 représente la formation et l'abattement de l'azote ammoniacal en fonction du temps de traitement, de la présence d'un catalyseur homogène (Cu) et d'un catalyseur hétérogène (catalyseur Pt), à 235 °C et 38 bar ;
- la figure 2 représente l'abattement de la DCO en fonction du temps et de la présence d'un catalyseur homogène (cuivre) et d'un catalyseur hétérogène (platine) ;
- la figure 3 représente l'influence du pH final de l'effluent traité sur le taux d'élimination de l'azote ammoniacal ;
- la figure 4 représente un premier mode de réalisation d'un réacteur conforme à la présente invention ; - la figure 5 représente un second mode de réalisation d'un réacteur conforme à la présente invention.
Exemple 1 (non représentatif de l'inventionl
Dans une première série d'essais, on étudie l'oxydation en milieu humide d'un effluent liquide présentant les caractéristiques suivantes : DCO : 34,6 g/1 teneur en N-NH4 : 1,89 g/1 pH : 5,41
Cet effluent est placé dans un réacteur autoclave, en présence d'une stoechiométrie oxygène/DCO de 1,5, à une température de 235 °C et sous une pression totale de 46 bar, avec un temps de réaction de 10 mn. De façon comparative à un essai sans catalyseur hétérogène, on place dans l'autoclave des catalyseurs à base de métaux précieux sur support d'alumine en forme de pastilles cylindriques ( 2,8 mm x 3,5 mm), comportant respectivement 0,5 % de ruthénium (615 mg du catalyseur type 146 de Johnson Matthey), 0,5 % de platine (610 mg du catalyseur type 73 de Johnson Matthey) et 5 % de palladium ( 110 mg du catalyseur type 49 de Johnson Matthey).
Les valeurs suivantes de DCO et de N-NH4 sont relevées à la fin des essais :
Sans catalyseur 0,5 % Ru 0,5 % Pt5 % Pd
DCO (g/1) 31,9 31,0 28,0 30,3
Abat. DCO (%) 7,8 10,4 19,0 12,4
N-NH4 (g/1) 2,28 2,10 1,67 2,33
Abat. N-NH4 (%) -17,3 - 11,3 -11,3 - 23,6
On constate que la présence des catalyseur à base de Ru et de Pd ne modifie pas de façon significative les abattements de la DCO et de l'azote ammoniacal. En revanche, le catalyseur à base de Pt conduit à un abattement de la DCO de 19 % ainsi qu'à l'élimination par oxydation de 11 % de l'azote ammoniacal. Cependant, après 10 mn de réaction, tous les catalyseurs utilisés ont perdu la plus grande partie de leur charge en métaux précieux sous forme de suspension dans la solution, à la suite de chocs et de frottements dus à l'agitation de l'effluent dans le réacteur, nécessaire à la réaction. Bien que présentant une certaine efficacité pour l'élimination de l'ammoniac, le catalyseur hétérogène à base de platine, placé dans l'effluent liquide à traiter,ne présente pas une durabilité suffisante pour une utilisation industrielle.
Exemple 2
Dans une deuxième série d'essais, on étudie l'oxydation en milieu humide d'une boue de station d'épuration présentant les caractéristiques suivantes : matières en suspension : 40,7 g/1 matières volatiles : 60, 7 % DCO : 48,7 g/1 teneur en N-NH4 : 0,938 g/1 pH : 6,3 Cette boue est placée dans un réacteur d'oxydation en milieu humide conforme à la présente invention tel que représenté à la figure 4.
Le réacteur est alimenté en effluent à traiter par la canalisation d'injection 1. Ce réacteur est pourvu de moyens de chauffage permettant d'amener l'effluent à une température comprise entre environ 100°C et 350°C. Des moyens de pressurisation sont prévus pour amener les effluents à traiter présents dans le réacteur sous une pression comprise entre environ 5 bar et environ 160 bar.
De façon classique, le réacteur est muni de deux canalisations 2 et 3 : d'une part une canalisation 3 d'évacuation d'une phase gazeuse saturée en eau, contenant essentiellement de l'oxygène, - d'autre part une canalisation 2 d'évacuation d'une phase essentiellement liquide contenant principalement de la matière organique résiduelle soluble ainsi qu'une phase solide essentiellement minérale en suspension.
L'injection d'oxygène 6 s'effectue par une boucle 7 de recirculation des boues depuis la base 8 du réacteur 1 vers sa partie supérieure. Cette disposition est avantageuse mais non obligatoire. On peut envisager d'injecter l'oxygène en un autre endroit du réacteur. Un échangeur de chaleur 9 est prévu pour récupérer les calories des effluents traités et les restituer par exemple pour préchauffer l'effluent à traiter.
Conformément à la caractéristique essentielle de l'invention, un catalyseur hétérogène est placé dans un panier 4 au dessus de l'interface 10 entre la phase liquide et la phase gazeuse présentes dans le réacteur de façon à ménager entre ledit interface 10 et ledit catalyseur un volume de garde permettant d'empêcher ou, à tout le moins de minimiser, le contact dudit effluent avec ledit catalyseur. Ce volume de garde est obtenu en maintenant une pression partielle suffisante au-dessus du liquide tout en gardant celui- ci à un niveau donné. Des moyens 11, constitués par des ergots sur la paroi intérieure du réacteur sont prévus pour faire varier la position dudit panier.
Dans le cadre du présent exemple les boues sont placées dans ce réacteur en présence d'une stoechiométrie oxygène/DCO de 1,5, à une température de 235 °C et sous une pression totale de 38 bar. De façon comparative aux essais sans catalyseur hétérogène, on place dans l'autoclave un catalyseur hétérogène, conformément à la présente invention. Le catalyseur utilisé est un catalyseur à base de 0,5 % de platine sur support d'alumine en forme de pastilles cylindriques (2,8 mm x 3,5 mm, catalyseur type 73 de Johnson Matthey), contenu dans un panier grillagé placé horizontalement à environ 30 cm au-dessus de l'interface liquide-gaz au repos (sans agitation).
Certains essais sont réalisés en ajoutant dans la boue à traiter un catalyseur homogène (sulfate de cuivre, à raison d'une teneur en cuivre de 500 mg/1), catalyseur destiné à accélérer l'abattement de la DCO.
Les résultats présentés à la figure 1 montrent que le catalyseur homogène cuivre utilisé seul (sans catalyseur hétérogène à base de platine) ne fait qu'accélérer la cinétique de transformation de l'azote organique (acides aminés, peptides, protéines,...) en azote ammoniacal, mais ne contribue pas à éliminer l'azote ammoniacal par oxydation par rapport à un essai sans cuivre. Les 3 essais réalisés en présence du catalyseur platine montrent au contraire un important abattement de l'azote ammoniacal, jusqu'à 86 % après 1 heure de temps de réaction. On constate, d'après les résultats représentés à la figure 2, que la présence du catalyseur platine n'affecte d'aucune manière l'élimination de la DCO lors de la réaction d'oxydation en milieu humide. Contrairement à l'art antérieur, et notamment aux descriptions du brevet EP - 431 932, d'après lesquelles la présence d'un catalyseur hétérogène, par exemple à base de platine en contact avec l'effluent augmente le taux d'élimination de la DCO et de l'azote ammoniacal, la mise en oeuvre du catalyseur hétérogène selon l'invention autorise une élimination poussée de l'azote sans aucunement affecter celle de la DCO.
Il devient donc possible, par exemple dans le cadre d'une station d'épuration des eaux résiduaires, d'éliminer au moyen d'un traitement par oxydation en milieu humide des boues l'azote ammoniacal et total, en produisant un effluent essentiellement constitué d'acides gras volatils, d'alcools et de cétones, cet effluent constituant une source carbonée très efficace pour effectuer l'élimination de l'azote contenu dans l'effluent entrant dans la station par dénitrification biologique.
Exemple 3
Dans une troisième série d'essais, on étudie l'oxydation en milieu humide d'une boue de station d'épuration présentant les caractéristiques suivantes : matières en suspension : 40,7 g/1 matières volatiles : 60, 7 % DCO : 48,7 g/1 teneur en N-NH4 : 0,938 g/1 pH : 6,3
Cette boue est placée dans le réacteur décrit à la figure 4, en présence d'une stoechiométrie oxygène/DCO de 1,5, à une température de 235 °C et sous une pression totale de 38 bar, avec un temps de réaction de 15 mn. De façon comparative aux essais sans catalyseur hétérogène, on place dans l'autoclave la même charge de catalyseur à base de 0,5 % de platine déjà utilisée pour la deuxième série d'essais, contenue dans un panier grillagé placé soit horizontalement à environ 30 cm au-dessus de l'interface liquide-gaz au repos (essais H3), soit verticalement à environ 80 cm au-dessus de l'interface liquide-gaz au repos (essais V8). Certains essais sont réalisés en ajoutant dans la boue à traiter un catalyseur homogène (sulfate de cuivre, à raison d'une teneur en cuivre de 500 mg/1), catalyseur destiné à accélérer l'abattement de la DCO. Optionnellement, le pH initial de la boue (6,3) est ajusté à une valeur de 10 par ajout d'une solution de soude.
Les résultats du Tableau 1 montrent que l'augmentation du pH initial de la boue permet d'accroître l'efficacité de l'oxydation catalytique de l'ammoniac, et qu'il n'y a pas formation significative d'oxydes d'azote NOx, qui se solubiliseraient sous forme d'ions nitrite NO2- et nitrate NO3- dans l'effluent traité. Catalyseurs pH pH Temps de N-NH4 N-NO2N-NO3 initial final contact (min) (mg/1) (mg/1) (mg/1)
- 6,3 7,660 0 1407 12 n.d.
Pt (H3) 6,3 4,5 60 15 189 15 0,2
Pt (H3) 6,3 5,860 15 126 25 0,7
Cu 6,3 6,5 15 15 1361 4,5 n.d.
Cu, Pt (V8) 6,3 6,1 15 15 867 9 0,4
Cu, Pt (V8) 10,0 6,8 15 15 696 8 0,3
n.d. : non déterminé Tableau 1
Exemple 4
Dans une quatrième série d'essais, on étudie l'oxydation en milieu humide d'un effluent liquide issu d'un procédé de conditionnement thermique des boues, et présentant les caractéristiques suivantes : DCO : 9,4 g/1 teneur en N-NH4 : 1,52 g/1 pH : 7,85
Cet effluent est placé dans un réacteur autoclave, en présence d'une stoechiométrie oxygène/DCO de 1,5, à une température de 235 °C et sous une pression totale de 35 bar, avec un temps de réaction de 15 mn. De façon comparative à un essai sans catalyseur hétérogène, on place dans l'autoclave la même charge de catalyseur à base de 0,5 % de platine déjà utilisée pour les deuxième et troisième séries d'essais, verticalement à environ 80 cm au-dessus de l'interface liquide-gaz au repos. Catalyseurs pH pH Temps de N-NH4 N-NO2N-NO3 initial final contact (min) (mg/1) (mg/1) (mg/1)
- 7,85 7,85 0 1521 323
Cu, Pt (H3) 7,85 6,7 15 720 117
Cu, Pt (H3) 10,0 7,6 15 600 116
Tableau 2
Les résultats présentés dans le Tableau 2 confirment que l'augmentation du pH initial de l'effluent de 7,85 à 10,0 permet d'accroître l'efficacité de l'oxydation catalytique de l'ammoniac, et qu'il n'y a pas d'augmentation significative du total des formes oxydées de l'azote, nitrite NO2- et nitrate NO3- , dans l'effluent traité. Exemple 5
La Figure 3 montre l'effet du pH final des effluents traités sur le taux d'élimination de l'azote ammoniacal, dans différents essais réalisés en présence d'une stoechiométrie oxygène/DCO de 1,5, à une température de 235 °C pendant 15 minutes, sous une pression totale de 38 bar, en présence d'un catalyseur homogène (sulfate de cuivre, à raison d'une teneur en cuivre de 500 mg/1) et d'une charge de catalyseur à base de 0,5 % de platine, contenue dans un panier grillagé placé soit horizontalement à environ 30 cm au-dessus de l'interface liquide-gaz au repos (essais H3), soit verticalement à environ 80 cm au-dessus de l'interface liquide-gaz au repos (essais V8). Optionnellement, le pH initial de l'effluent est ajusté à une valeur de 10 par ajout d'une solution de soude.
Ces résultats confirment que l'élimination de l'azote ammoniacal est favorisée par une augmentation du pH de l'effluent.
Exemple 6
Dans cet essai, on étudie l'oxydation en milieu humide d'un effluent contenant les composés suivants :
- Urée (NH2CONH2 : 0,026 mol/1 - Hexaméthylènetétramine ou HTM (C6Hι2N4) : 0,036 mol/1
- DCO : 7,6 g/1
Cet effluent est placé dans un réacteur, en présence d'une stoechiométrie oxygène DCO de 1,5, à une température de 285°C et sous une pression totale de 86 bar, avec un temps de réaction de 10 mn. De façon comparative à un essai sans catalyseur hétérogène, on place dans l'autoclave un catalyseur à base de métaux précieux sur support d'alumine en forme de nid d'abeille cylindrique comportant 0,5 % de platine.
solution traitement traitement initiale sans catalyseur avec catalyseur
DCO g 1 7,6 0,4 0,03
N-NO3 g/1 0,008 0,075
N-NO2 g 1 0 0,04
N-NH4 g/1 2,76 0,045
PH 7,5 9 6
Tableau 3
Les résultats que l'on obtient (voir tableau 3) montrent que la présence du catalyseur permet une élimination de l'ammoniaque avec un rendement de 98 % et qu'il n'y a pas d'augmentation significative du total des formes oxydées de l'azote, nitrite NO2- et nitrate NO3-, dans l'effluent traité.
Exemple 7
Dans cet essai, on étudie l'oxydation en milieu humide d'un effluent contenant les composés suivants :
- Urée (NH2CONH2 : 0,0335 mol/1
- Amino-4-benzènesulfonamide (C6H8N2O2S) : 0,0697 mol/1 - DCO : 11,4 g/1
- pH : 6,8 Cet effluent est placé dans un réacteur autoclave, en présence d'une stoechiométrie oxygène/DCO de 1,5, à une température de 285°C et sous une pression totale de 86 bar, avec un temps de réaction de 10 mn. De façon comparative à un essai sans catalyseur hétérogène, on place dans l'autoclave un catalyseur à base de métaux précieux sur support d'alumine en forme de nid d'abeille cylindriques comportant 0,5 % de platine.
solution traitement traitement initiale sans catalyseur avec catalyseur
DCO g/1 1 1,4 0,5 0,24
N-NO3 g/1 — 0,002 0,010
N-NO2 g/1 — 0 0,010
N-NH4 g/1 — 1 ,8 0,34
PH 6,8 8,3 2, 1
Tableau 4
Les résultats que l'on obtient (voir tableau 4) montrent que la présence du catalyseur permet une élimination de l'ammoniaque avec un rendement de 81 % et qu'il n'y a pas d'augmentation significative du total des formes oxydées de l'azote, nitrite NO2- et nitrate NO3-, dans l'effluent traité.
L'ensemble des résultats décrits ci-dessus fait apparaître clairement les nombreux avantages liés à la mise en oeuvre d'un traitement d'effluents selon le procédé de l'invention, dans un réacteur au sein duquel ont fait subir auxdits effluents une oxydation en milieu humide en présence d'un catalyseur hétérogène et optionnellement d'un catalyseur homogène, et d'au moins un gaz oxydant comme l'air ou l'oxygène, à une température comprise entre environ 20°C et environ 350°C, sous une pression totale comprise entre environ 1 et environ 160 bars. Cette description n'est toutefois nullement limitative de l'invention en ce qui concerne le type d'effluent, la formulation et les conditions de mise en oeuvre des catalyseurs, ni les conditions de mise en oeuvre du procédé représentatif de l'invention. On notera enfin que le procédé décrit dans le présente demande de brevet est compatible avec le procédé d'oxydation en milieu humide avec recyclage interne des résidus solides décrit dans la demande de brevet française n° 9403503 déposée le 21 mars 1994 par la Demanderesse.

Claims

O 96/13463 PCÏ7FR95/0130818REVENDICATIONS
1. Procédé d'oxydation en phase aqueuse d'effluents consistant à faire subir auxdits effluents une oxydation en présence d'au moins un catalyseur et d'au moins un agent oxydant, à une température comprise entre environ 20°C et environ 350°C, sous une pression totale comprise entre environ 1 et environ 160 bars, de façon à minéraliser une partie de la matière organique et de l'azote ammoniacal et total contenu dans lesdits effluents, ladite oxydation étant menée à l'intérieur d'un réacteur dans lequel une phase gazeuse est ménagée au-dessus de la phase liquide constituée par les effluents, caractérisé en ce que ledit catalyseur est un catalyseur hétérogène disposé à l'intérieur dudit réacteur, au-dessus de l'interface entre ladite phase gazeuse et ladite phase liquide.
2 . Procédé selon la revendication 1 caractérisé en ce qu'il est effectué à une température comprise entre environ 200 °C et 350 °C, sous une pression totale comprise entre environ 20 et environ 160bars.
3 . Procédé selon la revendication 1 ou 2 caractérisé en ce que ledit catalyseur hétérogène est un métal appartenant au groupe comprenant le vanadium, le niobium, le chrome, le molybdène, le tungstène, le manganèse, le fer, le cobalt, le nickel, le cuivre, le cérium, le platine, le rhodium, le ruthénium, le palladium et l'iridium et les mélanges et composés d'un ou plusieurs d'entre eux.
4 . Procédé selon l'une des revendications 1 à 3 caractérisé en ce que ledit catalyseur est déposé sur un support minéral.
5 . Procédé selon la revendication 4 caractérisé en ce que ledit support minéral est choisi dans le groupe constitué par l'alumine, la silice, les zéolithes, le dioxyde de titane, la zircone.
6 . Procédé selon l'une des revendications 1 à 3 caractérisé en ce que ledit catalyseur se présente sous la forme d'un nid d'abeille métallique.
7 . Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 caractérisé en ce que l'agent oxydant utilisé pour ladite oxydation est choisi parmi l'air, l'air enrichi en oxygène, l'oxygène, l'ozone, le peroxyde d'hydrogène, les peracides, le chlore gazeux, le bioxyde de chlore, l'hypochlorite de sodium, le permanganate de potassium.
8 . Procédé selon l'une des revendications 1 à 7 caractérisé en ce que l'oxydation est réalisée en présence d'un flux gazeux dans le réacteur constitué d'au moins un gaz choisi parmi l'air, l'air enrichi en oxygène, l'oxygène, l'ozone, la vapeur d'eau ou l'azote.
9 . Procédé selon l'une des revendications 1 à 8 caractérisé en ce que ladite oxydation en phase aqueuse est effectuée également en présence d'un catalyseur homogène destiné à augmenter l'efficacité d'abattement de la DCO.
10. Procédé selon la revendication 9 caractérisé en ce que ledit catalyseur homogène est un métal appartement au groupe comprenant le manganèse, le fer, le cobalt, le nickel, le cuivre, le zinc et les mélanges et composés d'un ou plusieurs d'entre eux.
1 1 . Procédé selon la revendication 10 caractérisé en ce que ledit catalyseur est un composé soluble du cuivre ou du zinc ou leur mélange.
12. Procédé selon la revendication 11 caractérisé en ce que ledit composé soluble de cuivre est du sulfate de cuivre.
13. Procédé selon l'une des revendications 10 à 12 caractérisé en ce que le rapport massique métal catalyseur / demande chimique en oxygène (DCO) de l'effluent avant traitement est compris entre 5.10- 4 et 3.10- • .
14. Procédé selon l'une des revendications 1 à 13 caractérisé en ce qu'il comprend une étape consistant à recycler au moins une partie de ladite phase gazeuse présente dans ledit réacteur d'oxydation, de manière à lui assurer un temps de contact suffisant pour obtenir une élimination substantielle de NH3, du CO et des composés organiques volatils au moyen dudit catalyseur hétérogène placé dans ledit réacteur.
15. Procédé selon l'une des revendications 1 à 14 caractérisé en ce que l'effluent traité comprend une phase solide et en ce qu'il comprend une étape consistant à recycler au moins une partie de la phase solide présente dans ledit réacteur d'oxydation.
16. Procédé selon l'une des revendications 1 à 15 caractérisé en ce qu'il comprend une étape consistant à ajuster préalablement le pH desdits effluents à une valeur allant de 7 à 12.
17. Procédé selon l'une des revendications 1 à 16 caractérisé en ce qu'il consiste à chauffer la zone du réacteur au niveau de laquelle ledit catalyseur hétérogène est disposé à une température supérieure à celle de l'effluent liquide.
18. Procédé selon l'une des revendications 2 à 17 caractérisé en ce qu'il comprend une étape consistant à chauffer ledit catalyseur hétérogène à une température supérieure à la température des effluents dans le réacteur.
19. Réacteur pour l'oxydation en phase aqueuse d'un effluent liquide par un agent oxydant caractérisé en ce qu'il comprend des moyens de maintien (4) d'un catalyseur hétérogène au-dessus de la surface dudit effluent liquide (10).
20. Réacteur selon la revendication 19 caractérisé en ce qu'il inclut des moyens de réglage (11) de la position desdits moyens de maintien.
21. Réacteur selon l'une des revendications 19 ou 20 caractérisé en ce qu'il comprend des moyens de chauffage desdits moyens de maintien (4).
22. Réacteur selon la revendication 21 caractérisé en ce que lesdits moyens de chauffage sont constitués par un collier chauffant (12) positionné à l'extérieur du réacteur.
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