FR 2969746 A1 20120629 FR 1061158 A 20101223 La présente invention concerne un appareil pour la condensation d'un premier fluide à l'aide d'un deuxième fluide. Elle concerne également un procédé de condensation correspondant. Plus particulièrement, la présente invention concerne le domaine du refroidissement et/ou de la condensation d'un premier fluide, dit calorigène, par exemple un gaz riche en dioxyde de carbone (CO2), contenant par exemple au moins 500/0 mol. de dioxyde de carbone, voire au moins 800/0 mol. de dioxyde de carbone, par évaporation d'un deuxième fluide, dit frigorigène, par exemple de l'ammoniac (NH3). Cette condensation est réalisée dans un échangeur de chaleur. Le fluide frigorigène vaporisé est ensuite envoyé dans un équipement aval, par exemple un autre échangeur de chaleur, ou une aspiration d'un compresseur ou d'un étage de compression du cycle frigorifique, en vue d'être ensuite lui-même refroidi et condensé à plus haute pression pour un nouveau cycle. Il est important dans ce cas de limiter la portion liquide du deuxième fluide en sortie du premier échangeur de chaleur, pour éviter selon le cas par exemple une maldistribution dans l'échangeur suivant, ou des problèmes mécaniques dans le compresseur. De manière générale, le fluide frigorigène est en général fourni liquide, à une pression supérieure à la pression d'utilisation dans l'échangeur. Il peut être plus ou moins sous-refroidi, mais sa détente jusqu'à la pression d'utilisation provoque généralement une vaporisation partielle (dite « flash » en anglais) plus ou moins importante. Un procédé conventionnel, utilisé notamment lorsque le gradient de température est faible, consiste à n'utiliser que la partie liquide du fluide frigorigène après détente, en établissant un thermosiphon entre un pot séparateur, placé en amont de l'échangeur de chaleur, et l'échangeur de chaleur lui-même (figure 1). Le pot séparateur sert alors à la fois de séparateur d'entrée, pour séparer la portion gazeuse générée par la détente du fluide frigorigène de la portion liquide correspondante, et de séparateur de sortie pour séparer la vapeur générée par l'échange thermique dans l'échangeur de l'excès de liquide en recirculation. Cela implique d'avoir un pot séparateur de taille relativement grande de sorte que la quantité de fluide frigorigène présente dans l'installation est importante. Or, compte tenu à la fois du coût du fluide frigorigène et des réglementations locales, on cherche en général à limiter la quantité du fluide frigorigène dans l'installation. Une première amélioration bien connue consiste à diminuer cette quantité de fluide frigorigène en effectuant directement une vaporisation à sec de ce fluide dans l'échangeur au lieu d'établir un thermosiphon. Le fluide frigorigène est, dans ce cas, introduit directement en diphasique dans l'échangeur, sans pot séparateur, et en quantité limitée en vue d'avoir une vaporisation totale de la portion liquide, la vapeur générée sortant au moins en partie surchauffée. Cette surchauffe est néanmoins limitée par la température d'entrée du fluide calorigène, un écart de température devant être maintenu entre les deux fluides pour assurer l'échange thermique. Or l'écart de température entre les deux fluides est généralement limité pour des raisons énergétiques, la pression du fluide frigorigène devant rester la plus élevée possible pour diminuer le taux de compression du compresseur du cycle frigorifique. Dans le cas où le fluide calorigène est une vapeur en équilibre liquide- vapeur, la possibilité de surchauffe du fluide frigorigène se trouve alors très limitée. De plus l'introduction directe d'un fluide diphasique dans un échangeur est délicate, qu'il s'agisse d'un échangeur tubulaire ou d'un échangeur compact, et de ce fait le risque de maldistribution est élevé, entraînant un mauvais fonctionnement de l'échangeur pouvant conduire à une vaporisation incomplète du liquide frigorigène et donc à l'apparition de gouttelettes de liquide à l'entrée de l'équipement aval, ce qui est contraire au but visé. La présente invention vise à améliorer la situation. A cet effet, la présente invention a pour objet un appareil pour la condensation d'un premier fluide à l'aide d'un deuxième fluide, comprenant : - des moyens de séparation de phases pour obtenir une portion liquide et une portion gazeuse dudit deuxième fluide ; et - des moyens d'échange de chaleur entre la portion liquide du deuxième fluide et le premier fluide, lesdits moyens d'échange étant configurés pour obtenir un premier fluide au moins en partie liquide et un deuxième fluide surchauffé. L'invention permet ainsi d'éviter d'avoir à introduire le deuxième fluide sortant de l'échangeur dans un thermosiphon. Il permet aussi d'éviter les inconvénients de la vaporisation à sec. Ceci tout en assurant une circulation du deuxième fluide vers l'aval intégralement sous phase vapeur. Il n'y a ainsi aucun risque de perturber l'équipement aval. Avantageusement, les moyens de séparation de phases sont configurés pour assurer une séparation de phases entre une fraction liquide et une fraction gazeuse dudit deuxième fluide, provenant uniquement d'une détente de ce dernier. Autrement dit, ces moyens de séparation se présentent, de préférence, sous la forme d'un petit pot séparateur dimensionné uniquement pour séparer de la portion liquide de la vapeur générée par une détente du fluide frigorigène. A ce sujet, selon une caractéristique, l'appareil comprend, en amont des moyens de séparation, des moyens de détente du deuxième fluide, prévu à l'état liquide. Le pot séparateur est alors dimensionné pour séparer la portion liquide de la vapeur générée par ladite détente du deuxième fluide. Avantageusement, l'appareil comprend en outre des moyens de mélange de la portion gazeuse dudit deuxième fluide obtenue en sortie des moyens de séparation avec le deuxième fluide surchauffé obtenu en sortie des moyens d'échange de chaleur. Ces moyens de mélange sont situés en aval du pot séparateur pour ne pas intervenir sur son dimensionnement. Compte tenu de l'importante différence de débit, le mélange de vapeur résultant reste globalement surchauffé. Selon une caractéristique, le rapport entre le volume total du deuxième fluide dans les moyens de séparation de phases et le débit du deuxième fluide à l'entrée des moyens de séparation est compris entre 0,01 et 0,05 L.h/Nm3, de préférence entre 0,012 et 0,047 L.h/Nm3 (ici et dans la suite, L signifie litre, h heure, Nm3 normal mètre cube - à titre d'exemple, la densité de l'ammoniac étant de 0,76 kg/Nm3, 0,76 kg d'ammoniac correspond à 1 Nm3 d'ammoniac). Selon une autre caractéristique, le rapport entre le volume de la portion liquide du deuxième fluide dans les moyens de séparation de phases et le débit du deuxième fluide à l'entrée des moyens de séparation est compris entre 0,005 et 0,03 L.h/Nm3, de préférence entre 0,006 et 0,0023 L.h/Nm3. Selon encore une autre caractéristique, le rapport entre la capacité des moyens d'échange de chaleur et le débit du deuxième fluide à l'entrée des moyens de séparation est compris entre 0,13 et 0,55 kW.h/Nm3, de préférence entre 0,137 et 0,547 kW.h/Nm3 (ici et dans la suite kW signifie kilo watt). Selon une réalisation préférée, le appareil comprend des moyens formant colonne de distillation du premier fluide, les dits moyens étant configurés pour fournir le premier fluide à l'état gazeux aux moyens d'échange de chaleur et pour recevoir des moyens d'échange de chaleur la portion liquide du premier fluide. Cette réalisation correspond au cas dans lequel l'échangeur de chaleur joue le rôle de condenseur de tête de colonne souvent désigné sous le terme de liquéfacteur du fluide calorigène. Avantageusement, dans ce cas, l'appareil comprend, en amont des moyens d'échange de chaleur, des moyens de mélange d'une première fraction du premier fluide à l'état gazeux, fourni par les moyens formant colonne de distillation, et d'une autre fraction du premier fluide prévue également à l'état gazeux. De préférence l'autre fraction du premier fluide à l'état gazeux est surchauffée. Cette surchauffe du fluide calorigène permet d'augmenter la surchauffe du fluide frigorigène en sortie des moyens d'échange de chaleur. Cela résulte en une diminution du débit de fluide frigorigène. De préférence, le premier fluide est du dioxyde de carbone (CO2) et le deuxième fluide est de l'ammoniac (NH3). L'invention concerne également un procédé de condensation d'un premier fluide à l'aide d'un deuxième fluide comprenant des étapes de : - séparation de phases pour obtenir une portion liquide et une portion gazeuse dudit deuxième fluide ; et - échange de chaleur entre la portion liquide du deuxième fluide et le premier fluide pour obtenir un premier fluide au moins en partie liquide et un deuxième fluide surchauffé. L'invention concerne également un procédé de distillation d'un gaz riche en dioxyde de carbone dans une colonne où un procédé de condensation tel que décrit ci-dessus s'opère dans le condenseur de tête. On va maintenant décrire des exemples de réalisation de l'invention de façon plus précise, mais non limitative, en regard des dessins annexés sur lesquels : - la figure 1, déjà évoquée, illustre la structure d'un appareil de condensation de l'état de la technique. - la figure 2 illustre la structure d'un appareil de condensation selon un premier mode de réalisation de l'invention ; et - la figure 3 illustre la structure d'un appareil de condensation selon un deuxième mode de réalisation de l'invention. Dans la suite de la description, le premier fluide, calorigène, est supposé être du dioxyde de carbone (CO2) et le deuxième fluide, frigorigène, est supposé être de l'ammoniac (NH3). L'invention n'est cependant pas limitée à ces deux fluides. La figure 1 illustre la structure et le fonctionnement de l'appareil 2 de l'état de la technique mettant en oeuvre un thermosiphon. L'ammoniac est fourni à l'appareil 2 sous forme liquide, à une pression supérieure à la pression nécessaire pour condenser le dioxyde de carbone. Des moyens de détente 4 sont prévus pour détendre l'ammoniac jusqu'à la pression d'utilisation souhaitée. Cela provoque une vaporisation partielle de l'ammoniac. L'ammoniac diphasique ainsi obtenu est fourni à l'entrée d'un pot séparateur 6. Le pot séparateur 6 est configuré pour séparer les phases de l'ammoniac et fournit, au niveau d'une première sortie 8, de l'ammoniac liquide, et au niveau d'une deuxième sortie 10, de l'ammoniac gazeux. L'ammoniac gazeux obtenu au niveau de la deuxième sortie 10 est envoyé aval vers la suite de la boucle pour frigorigène, non représentée. L'ammoniac liquide obtenu au niveau de la sortie 8 est alors fourni à une première entrée 12 d'un échangeur de chaleur 14. Dans l'exemple de la figure 1, l'échangeur de chaleur 14 est un déflegmateur utilisé en association avec une colonne de distillation 16 de dioxyde 30 de carbone. La colonne de distillation 16 fournit du dioxyde de carbone en phase vapeur à une deuxième entrée 18 de l'échangeur de chaleur 14. Dans l'échangeur de chaleur 14, le refroidissement du dioxyde de carbone par l'ammoniac produit, au niveau d'une première sortie 20 de l'ammoniac diphasique et au niveau d'une deuxième sortie 22 du dioxyde de carbone. La partie condensée, c'est-à-dire liquide, du dioxyde de carbone est fournie à la colonne de distillation 16. L'ammoniac diphasique obtenu au niveau de la sotie 20 est retourné dans le pot séparateur 6 pour séparer ses phases liquide et vapeur. Le pot séparateur 6 de l'état de la technique sert ainsi à la fois de séparateur d'entrée pour séparer la vapeur générée par la détente de l'ammoniac de la phase liquide correspondante et de séparateur de sortie pour séparer la vapeur générée par l'échange thermique dans l'échangeur 14 de l'excès d'ammoniac liquide en recirculation. Cette double fonction implique d'utiliser un pot séparateur de taille importante de sorte que la quantité d'ammoniac présente dans le appareil 2 est élevée, ce qui n'est pas souhaitable. La figure 2 illustre une amélioration selon l'invention de l'appareil 2 de la figure 1. A cet effet, la figure 2 représente un appareil 200 pour la condensation du dioxyde de carbone par l'ammoniac. L'ammoniac est fourni à l'appareil 200 sous forme liquide, à une pression supérieure à la pression nécessaire pour condenser le dioxyde de carbone. Des moyens de détente 204 sont prévus pour détendre l'ammoniac jusqu'à la pression d'utilisation souhaitée. Cela provoque une vaporisation partielle de l'ammoniac. Le débit de la portion gazeuse de l'ammoniac résultante constitue une petite fraction du débit total d'ammoniac. L'ammoniac diphasique ainsi obtenu est fourni à l'entrée d'un pot séparateur 206. Le pot séparateur 206 est configuré pour séparer les phases de l'ammoniac et fournit, au niveau d'une première sortie 208, de l'ammoniac liquide, et au niveau d'une deuxième sortie 210, de l'ammoniac gazeux. Selon l'invention, le pot séparateur 216 est dimensionné uniquement pour réaliser cette séparation. Le diamètre de ce pot 206 est fortement réduit par rapport au diamètre du pot 6 de la figure 1, étant donné que le débit de la portion gazeuse de l'ammoniac résultante constitue une petite fraction du débit total d'ammoniac. Ainsi, la quantité d'ammoniac stockée dans le pot 206 est très modeste par rapport à la quantité stockée dans le pot 6 de la figure 1. Le rapport entre le volume total d'ammoniac dans le pot séparateur 206 et le débit d'ammoniac à l'entrée du pot séparateur 206 est compris entre 0,01 et 0,05 L.h/Nm3, de préférence entre 0,012 et 0,047 L.h/Nm3. Le rapport entre le volume de la portion liquide d'ammoniac dans le pot séparateur 206 et le débit de l'ammoniac à l'entrée du pot séparateur 206 est compris entre 0,005 et 0,03 L.h/Nm3, de préférence entre 0,006 et 0,0023 L.h/Nm3. L'ammoniac liquide obtenu au niveau de la sortie 208 est alors fourni à une première entrée 212 d'un échangeur de chaleur 214. Dans l'exemple de la figure 2, l'échangeur de chaleur 214 est un déflegmateur utilisé en association avec une colonne de distillation 216 de dioxyde de carbone. L'invention n'est cependant pas limitée à ce type d'échangeurs, l'échangeur 214 pouvant être, par exemple, un réfrigérant ou un condenseur à contre-courant ou à courant croisé, etc. Grâce au dimensionnement du pot séparateur 206 selon l'invention, la quantité d'ammoniac liquide fournie à l'échangeur de chaleur 214 est limitée. La colonne de distillation 216 fournit du dioxyde de carbone en phase vapeur à une deuxième entrée 218 de l'échangeur de chaleur 14. Dans l'échangeur de chaleur 214, le refroidissement du dioxyde de carbone par l'ammoniac, en quantité limitée, produit, au niveau d'une première sortie 220 de l'ammoniac exclusivement surchauffé, au niveau d'une deuxième sortie 222 du dioxyde de carbone liquide et au niveau d'une troisième sortie 224 du dioxyde de carbone gazeux. La partie condensée, c'est-à-dire liquide, du dioxyde de carbone est fournie à la colonne de distillation 216. L'ammoniac surchauffé fourni au niveau de la sortie 220 est mélangé à l'ammoniac gazeux produit au niveau de la sortie 210 du pot séparateur 206 dans des moyens de mélange 226 avant d'être fourni, sous forme globalement surchauffée, à la suite de la boucle frigorigène. La figure 3 illustre une variante de réalisation de l'appareil 200 de la figure 2 dans le cas particulier où l'échangeur de chaleur 214 est un liquéfacteur de dioxyde de carbone. Dans le cas d'une telle utilisation, la vapeur montante de dioxyde de carbone de la colonne 216 ne constitue qu'une partie du dioxyde de carbone à condenser, une fraction significative de ce dioxyde de carbone provenant d'une partie d'épuration, non représentée, à une température supérieure à la température d'équilibre liquide/vapeur du dioxyde de carbone. Cette dernière fraction surchauffée de dioxyde de carbone est généralement introduite en tête de la colonne (figures 1 et 2). Elle se refroidit alors au contact du reflux de dioxyde de carbone liquide provenant du condenseur 214, jusqu'à une température très proche de la température d'équilibre liquide-vapeur. Cette désurchauffe génère alors, par évaporation d'une partie du reflux, un flux de vapeur de dioxyde de carbone complémentaire. Dans le appareil de la figure 3, des moyens de mélange 230 sont prévus en amont de l'échangeur 214 pour mélanger le flux de dioxyde de carbone à la vapeur de dioxyde de carbone sortant de la colonne 216, en dehors de celle-ci et sans contact avec le liquide de dioxyde de carbone condensé dans l'échangeur 214. Le mélange de ces deux flux gazeux de dioxyde de carbone est encore surchauffé à l'entrée de l'échangeur 214, ce qui permet d'augmenter la surchauffe en vapeur de l'ammoniac en sortie de l'échangeur 214.20 REVENDICATIONS1. Appareil (200) pour la condensation d'un premier fluide à l'aide d'un deuxième fluide, comprenant : - des moyens de séparation (206) de phases pour obtenir une portion liquide et une portion gazeuse dudit deuxième fluide ; et - des moyens d'échange de chaleur (214) entre la portion liquide du deuxième fluide et le premier fluide, lesdits moyens d'échange (214) étant configurés pour obtenir un premier fluide au moins en partie liquide et un deuxième fluide surchauffé. 2. Appareil selon la revendication 1, dans lequel les moyens de séparation (206) de phases sont configurés pour assurer une séparation de phases entre une fraction liquide et une fraction gazeuse dudit deuxième fluide, provenant uniquement d'une détente de ce dernier. 3. Appareil selon la revendication 1, comprenant, en amont des moyens de séparation (206), des moyens de détente (204) du deuxième fluide à l'état liquide. 4. Appareil selon l'une quelconque des revendications précédentes, comprenant des moyens de mélange (226) de la portion gazeuse dudit deuxième fluide obtenue en sortie des moyens de séparation (206) avec le deuxième fluide surchauffé obtenu en sortie des moyens d'échange de chaleur (214). 5. Appareil selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le rapport entre le volume total du deuxième fluide dans les moyens de séparation (206) de phases et le débit du deuxième fluide à l'entrée des moyens de séparation (206) est compris entre 0,01 et 0,05 L.h/Nm3. 6. Appareil selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le rapport entre le volume de la portion liquide du deuxième fluide dans les moyens de séparation (206) de phases et le débit du deuxième fluide à l'entrée des moyens de séparation (206) est compris entre 0,005 et 0,03 L.h/Nm3. 25 30 7. Appareil selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le rapport entre la capacité des moyens d'échange de chaleur (214) et le débit du deuxième fluide à l'entrée des moyens de séparation (206) est compris entre 0,13 et 0,55 L.h/Nm3. 8. Appareil selon l'une quelconque des revendications précédentes, comprenant des moyens formant colonne de distillation (216) du premier fluide, les dits moyens étant configurés pour fournir le premier fluide à l'état gazeux aux moyens d'échange de chaleur (214) et pour recevoir des moyens d'échange de chaleur (214) la portion liquide du premier fluide. 9. Appareil selon la revendication 8, comprenant, en amont des moyens d'échange de chaleur (214), des moyens de mélange (230) d'une première fraction du premier fluide à l'état gazeux, fourni par les moyens formant colonne de distillation (216), et d'une autre fraction du premier fluide prévue également à l'état gazeux. 10. Appareil selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans 20 lequel le premier fluide est riche en dioxyde de carbone (CO2) et le deuxième fluide est de l'ammoniac (NH3). 11. Procédé de condensation d'un premier fluide à l'aide d'un deuxième fluide comprenant des étapes de : 25 - séparation de phases pour obtenir une portion liquide et une portion gazeuse dudit deuxième fluide ; et - échange de chaleur entre la portion liquide du deuxième fluide et le premier fluide pour obtenir un premier fluide au moins en partie liquide et un deuxième fluide surchauffé. 30