Une installation pilote de 1 MW (Alpha Plant) a été mise en place à Freiberg, en Allemagne, en 2003, et exploitée par la société CHOREN, jusqu'en 2004.

<figure><img src="image_87.png" /><figcaption>Figure 70 : Le pilote Alpha Plant, de Choren</figcaption></figure>

Cette installation a été couplée, en 2004, à une unité de conversion Fisher-Tropsh.

Une autre unité de 45 MW (Beta Plant) a été démarrée en 2009, avant d'être arrêtée, pour des problèmes de mise au point.

Une licence de ce procédé Carbo V a également été prise par le CEA, en France, pour développer une unité de fabrication de biocarburants liquides, à partir d'une gazéification de biomasse propre, suivie d'une synthèse catalytique (projet Syndiese de Bure). Cette voie a finalement été abandonnée par le CEA.

La technique s'est finalement révélée complexe à mettre en place, tout en requérant de très lourds investissements. En dépit des performances du procédé et d'un potentiel jamais remis en cause, la société Choren a déposé le bilan en juillet 2011.

Cependant, le Groupe Linde a finalement acquis la technologie en février 2012, avec tous les brevets associés.

Le groupe papetier UPM a également annoncé, en février 2012, la volonté de construire, sur la base du procédé Carbo V, une unité utilisant des résidus de pâte à papier, à Lappeenranta en Finlande. Cette unité devrait produire 100 000 tonnes de biodiesel avancé pour un investissement de 150 millions d'euros et sa construction devait démarrer dès l'été 2012. Ce projet n'a finalement pas abouti (information VTT, 2015).

### c. Les raisons de l'échec du procédé Carbo V

Les principales raisons techniques et économiques de cet échec ont été :

- Très grande complexité du procédé (procédé utilisant des transferts de charges du NTV au HTV, procédé haute température, ...),

- Problèmes de corrosion haute température, en atmosphère réductrice,
- Problèmes de maitrise de coulée du slag le long des parois de tuyère, en fonction de la température et de la composition des cendres,

- Problèmes de broyage en sortie NTV. Le broyage millimétrique du coke, en sortie du NTV, était initialement réalisé à sec et chaud, induisant des problèmes de départ de feu. Ce broyage a dû ensuite être réalisé en humide, pour des raisons de sécurité, mais en refroidissant la charge (perte de chaleur sensible) et en conférant au coke un fort taux d'humidité, avant son introduction dans l'étage HTV.

- Développements très coûteux, associés à de lourds investissements et finalement non supportables par la société CHOREN.

### 7.1.6 Procédé Biogeva d'Eneria (France)

#### a. Description du procédé Eneria

Le procédé Biogeva utilise la technologie de gazéification à lit fixe, le syngaz produit venant alimenter, après épuration, des moteurs thermiques, pour la production d'électricité.

Le combustible ou le déchet, sont introduits en partie haute d'un réacteur vertical, formant un lit dense de faible épaisseur au sein du réacteur et se déplacent verticalement, vers le bas, par gravité.

De l'air est introduit en partie basse. Les produits de réaction remontent à contre-courant de la charge descendante et sortent par la partie supérieure du lit vertical (procédé up-draft). Un ajustement granulométrique modéré de la charge entrante est nécessaire, de façon à minimiser les processus de renardage et d'écoulements préférentiels au sein du lit fixe. Les particules de combustibles doivent donc avoir une taille inférieure à environ $1 \text{ cm}^3$.

Dans ces conditions, le lit est étagé par zones : une zone d'oxydation partielle, une zone de gazéification, une zone de pyrolyse et enfin, une zone de séchage de la charge entrante.

Ce type de procédé accepte des humidités élevées et génèrent un syngaz chargé en goudrons, formés lors de la phase de pyrolyse. La formation des goudrons dépend beaucoup de l'épaisseur du lit et les gazogènes de PRME produisent peu de goudrons pour des gazogènes à contre-courant. La production de goudron est équivalente à celle d'un lit fluidisé circulant. (10 à 15 $\text{g/Nm}^3$ de syngaz)
Les constituants principaux des goudrons sont les Hydrocarbures Aromatiques Polycycliques (HAP), composés comprenant plusieurs cycles aromatiques, les Composés Organiques Volatils (COV) et les phénols.

<figure><img src="image_88.png" /><figcaption>Figure 71 : Le procédé PRME Bio-Vega (EBV –Eneria)</figcaption></figure>
Ces goudrons se condensent facilement ce qui implique des difficultés pour la bonne marche du procédé de gazéification et également pour les équipements en aval. Par exemple, les goudrons se condensent sur les points froids de l'installation et induisent des problèmes d'usure et de corrosion des installations, ainsi qu'une moins bonne efficacité des échanges thermiques. De plus, les goudrons peuvent former du coke par cokage ou des suies par polymérisation. Tous ces dépôts sont à l'origine de colmatages des canalisations ou des installations.

Ces goudrons, hydrocarbures lourds, facilement condensables, doivent donc être éliminés du gaz de synthèse, par exemple, par des procédés de lavage à l'eau (abandonné car l'eau est difficile à épurer et demande trop d'énergie) ou aux hydrocarbures. En effet, le cahier des charges fourni par les motoristes, impose une teneur très faible en goudrons à l'admission dans le moteur (pas de goudrons condensables à plus de 10°C).

Eneria a fait le choix d'utiliser le procédé d'abattage sélectif des goudrons OLGA (Oil based Gaz washer), développé et breveté par ECN, en 2001, utilisant un hydrocarbure pour capturer les goudrons contenus dans le syngaz, avec régénération de l'huile et recyclage des goudrons dans le gazéifieur.

<figure><img src="image_89.png" /><figcaption>**Figure 72 : Schéma-bloc de fonctionnement du procédé OLGA**</figcaption></figure>

Un strict étagement des températures, après refroidissement du syngaz, permet de condenser successivement les goudrons, puis l'eau, contenue dans le syngaz. Le fonctionnement du procédé dépend donc de la température de sortie du syngaz, du point de rosée des goudrons et de l'eau, paramètres souvent difficilement contrôlables (composition de la charge, composition des goudrons, ...).

<figure><img src="image_90.png" /><figcaption>**Figure 73 : Etagement des températures nécessaire au fonctionnement du procédé OLGA**</figcaption></figure>
Une fois épuré et refroidi (40°C), le syngaz produit est envoyé en moteur à combustion interne (Caterpillar), pour la production d'électricité, via un groupe alternateur monté sur le moteur.

## b. Historique du développement

La société Eneria, concessionnaire de Caterpillar, ayant obtenu avec son partenaire EBV, six projets à l'appel d'offre CRE1 a décidé de valider les technologies utilisées sur un démonstrateur de 4 MW thermique. Elle a donc fait l'acquisition du gazéifieur américain PRME, celui-ci étant assez largement utilisé aux US.

<figure><img src="image_91.png" /><figcaption>Figure 74 : Unités PRME de Riviana Foods de 12 MWe (à gauche) et de Cargill de 6,5 MWe (à droite), aux US</figcaption></figure>

Ces unités américaines sont des installations de gazéification intégrée, le syngaz produit par les PRME, étant directement brûlé en chaudière, elle-même équipée d'un groupe turbo-alternateur, pour la production d'électricité. Cependant, dans le cas d'une alimentation du syngaz produit en moteur, celui-ci devait être fortement épuré au préalable.

L'unité de démonstration, d'une puissance de 4 MWth, a été installée en 2006, à Moissannes (Haute-Vienne, France), par Eneria, comprenant un gazéifieur PRME, alimentant un ensemble moteur (1 MWe), le syngaz étant au préalable épuré de ses goudrons, par un module de lavage OLGA d'ECN.

<figure><img src="image_92.png" /><figcaption>Figure 75 : Unité EBV-Eneria à Moissannes</figcaption></figure>
Le procédé OLGA d'ECN s'est avéré très difficile à mettre en œuvre sur site, car nécessitant un strict respect de l'étagement des températures pour le stripping des goudrons légers, la vapeur d'eau contenue dans le syngaz ne devant pas être condensée dans le solvant, mais rigoureusement en aval.
Le procédé OLGA a fonctionné correctement malgré des difficultés de mise en œuvre. L'exploitant a dû supporter de nombreux problèmes de maintenance et de fiabilité.

Des modifications ont dû être apportées au système OLGA, conduisant à des résultats plus satisfaisants.

<figure><img src="image_93.png" /><figcaption>Figure 76 : Procédé de lavage des goudrons (Olga) disposé en sortie des installations de gazéification PRME (Eneria)</figcaption></figure>

En 2008, Eneria a demandé à CAT de financer une unité de craquage thermique, en substitution au procédé OLGA.

Europlasma a installé une unité de craquage fonctionnant avec une torche à plasma. Eneria a fait fonctionner ce craqueur thermique avec introduction partielle d'air, puis avec d'air enrichi en oxygène afin de tester ses performances en élimination de goudrons (2009/2010). Ce craquage par oxydation partielle du syngaz s'est avéré satisfaisant, mais ce, au prix d'une dégradation du rendement globale de l'unité, une fraction du syngaz produit étant oxydée. De plus, ce craquage thermique s'avère produire des suies, inacceptables pour les moteurs. Eneria a cependant pu montrer qu'il était possible d'éliminer ces suies par des filtres à manches.

Par ailleurs, le moteur CAT 3516 A+ fonctionne bien avec du syngaz convenablement épuré.

Enfin, le remplacement du gazéifieur PRME, par trop générateur de goudrons, a été envisagé, démarche qui s'est conclue par un accord de développement conjoint, avec la société Xylowatt (Belgique). Celle-ci dispose, en effet, d'une technologie de gazéifieur à lit fixe tombant, permettant, a priori, de limiter fortement les teneurs en goudrons dans le gaz de synthèse. Un accord de coopération a été signé entre les deux sociétés, en 2011. Mais Xylowatt a été dans l'incapacité d'atteindre 1 MW électrique par injection d'oxygène dans son gazogène downdraft limité à 750 kW.

Eneria a finalement décidé d'arrêter son développement en cours. L'installation de Moissanes a été arrêtée fin 2011 et démontée. Le groupe moteur CAT a été revendu en conteneur pour fonctionner sur du syngaz en Slovénie.

Aucune vente du procédé n'est intervenue depuis.
### c. Les raisons de l'échec

Les principales raisons techniques et économiques de cet échec ont été :

- Mauvais choix initial d'utiliser la technique d'abattage sélectif des goudrons Olga d'ECN (Energy Research Center of Netherlands), cette technologie complexe, bien que performante au laboratoire, s'avérant problématique en extrapolation d'échelle, ne serait-ce qu'à échelle pilote de démonstration, entrainant de nombreux problèmes de maintenance et de performance du procédé,

- Le craquage thermique par torche à plasma, en remplacement du procédé OLGA, a été testé et semble plus simple que le procédé d'abattage OLGA, mais conduit à des rendements plus faibles, ainsi qu'à la génération intempestive de suies que l'on doit éliminer avec un filtre à manches supplémentaire,

- Impossibilité de revendre de l'énergie au réseau. Le groupe électrogène du site alimentait uniquement des bancs de charge,

- L'installation était conçue pour valider des technologies dans le but de réaliser les 6 centrales CRE1. Cependant, compte tenu des difficultés rencontrées sur site d'une part et, d'autre part, que les prix des matériaux aient fortement augmenté entre la remise des offres (2005) et 2008, au moment où les autorisations ICPE ont été acquises, ces centrales n'ont pas été construites.

### 7.1.7 Le procédé SPGV de Solena (USA)

#### a. Description du procédé SPGV

Le Groupe Solena Group Inc., a conçu, développé et breveté le procédé SPGV "Solena Plasma Gasification Vitrification", basé sur un réacteur althermique, chauffé par torche à plasma représenté sur la figure ci-dessous pour permettant de convertir de la biomasse et/ou des déchets en un gaz de synthèse propre ou "BioSynGaz», (Report Solena DGPS Description, PUB04DR01A. 100622, 2010).

Un schéma de principe du réacteur SPGV est reporté dans la figure ci-dessous :

<figure><img src="image_94.png" /><figcaption>Figure 77 : Le réacteur SPGV</figcaption></figure>
Des quantités prédéterminées de CSR (PCI ~ 20 MJ/kg), de coke de pétrole (5%) et de calcaire (2,5%) sont introduites en mélange dans le réacteur, via un système d'alimentation à vis, pour y former un lit fixe.

Quatre torches, alimentées électriquement, sont disposées, en partie basse, pour chauffer le lit.

Le type de torche à plasma utilisée est à arc naturel, de type non-transféré. Elle est composée de deux électrodes tubulaires en cuivre (amont et aval par rapport à la direction d'écoulement du plasma) reliées par une chambre d'injection « swirlée » de gaz vecteur, en général, de l'air. On a reporté, dans la figure suivante, un schéma en coupe de cette torche à plasma.

<figure><img src="image_95.png" /><figcaption>Figure 78 : Torche D2000, utilisée dans le gazéifieur Solena</figcaption></figure>

Pendant le fonctionnement en régime permanent, afin d'éviter la fusion de l'électrode amont, la racine de l'arc est déplacée dans une rotation à grande vitesse au moyen d'un champ magnétique auxiliaire produit par une bobine magnétique, coaxiale à l'électrode amont.

Les électrodes et la chambre d'injection sont refroidies par de l'eau déminéralisée sous pression. Les parties de la torche qui sont insérées dans le réacteur sont refroidies par circulation d'eau en double- enveloppe.

De l'air enrichi (O₂~95%) est introduit par des tuyères, disposées radialement. Celui-ci est produit par des unités ASU (Air Separation Unit), sur site.

Les températures internes du réacteur, sont alors très élevées (2 000-3 000 °C). Le régime de fonctionnement est sous-stœchiométrique. Dans ces conditions, le gaz de synthèse généré est un gaz riche, débarrassé de ses goudrons par cracking thermique.

Une unité SPGV traitant un débit entrant de CSR de 18 t/h, de PCI égal à 20 MJ/kg, produit un débit de syngaz de 25,4 t/h, de PCI = 11,8 MJ/kg, avec une composition volumétrique centésimale, donnée par :

$$[CO] = 41,3\%, [CO_2] = 5,3\%, [H_2] = 38,3\%, [N_2] = 1,9\% \text{ and } [H_2O] = 12,4\%$$

Le syngaz produit est donc un gaz riche et propre (absence de goudrons, du fait des hautes températures de gazéification). Celui-ci peut, après refroidissement et épuration, être envoyé en alimentation d'une turbine à gaz, la chaleur perdue en refroidissement étant utilisée pour une production de vapeur en chaudière. Ce couplage permet d'atteindre des hauts rendement en conversion électrique.

Le procédé SPGV repose donc sur une gazéification de 2ᵉ génération.

Les fractions minérales, initialement continues dans le CSR entrant, sont fondues et récupérées en bas du réacteur, avant d'être vitrifiées en bain d'eau. Le débit de vitrifiats produit par une installation
traitant 18 t/h de CSR, est typiquement de 2,5 t/h. L'addition de calcaire en entrée permet de contrôler la viscosité de la coulée, celle-ci étant voisine de 7,5 Pa.s à 1 200°C.

<figure><img src="image_96.png" /><figcaption>Figure 79 : Le procédé SPGV de Solena</figcaption></figure>

Les consommations spécifiques du procédé SPGV, sont, par tonne de CSR entrante :

- Consommation d'oxygène : 453 kg/t,

- Consommation de coke : 50 kg/t,

- Consommation de calcaire : 25 kg/t,

- Consommation d'air de torche : 167 kg/t,

- Consommation d'électricité (majoritairement pour les torches) : 180 kWh/t,

Les grandeurs spécifiques produites, sont :

- Un gaz de synthèse : 1,45 t/t, avec un PCI = 2 420 kcal/kg,

- Un vitrifiat : 195 kg/t.

Le bilan énergie s'établit comme suit :

<figure><img src="image_97.png" /></figure>

On voit que l'apport électrique, soit 3,4 MWe, ne représente que 3% de la puissance thermique entrante.

Ainsi, l'apport énergétique nécessaire aux réactions endothermiques de gazéification et à la vitrification des inertes, est majoritairement fourni par les réactions d'oxydation partielle du CSR et du coke, au sein du SPGV. Ce type de réacteur devrait plutôt être désigné par « gazéification assistée par plasma ».

Une Unité SPGV, consommant 18 t/h de CSR, peut produire une puissance électrique de 40 MWe.

## b. Historique du développement
Le procédé SPGV a été développé aux Etats-Unis, dans les années 1990. Un premier pilote a été mis en place en 1996 à Raleigh, North Carolina (USA).

Un deuxième pilote plus abouti a été démarré en 2000, à Madison, PA (USA) qui a fonctionné pendant une durée cumulée de 8 400 heures.

La société Solena a été créée en 2001.

Trois brevets ont été déposés, portant, en particulier, sur le procédé de base et son intégration en Procédé IGCC Plasma (brevet américain US n° 6987792) délivré le 17 janvier 2006 et brevet européen (UE n° EP1419220B1) délivré le 16 novembre 2005.

Un projet visant à la production d'électricité par PIGCC, à partir d'OMr, a été monté en 2008, mais n'a pas abouti.

Un projet de couplage de la technologie SPGV avec une unité Fisher-Tropsh, pour la fabrication de jet-fuel, à partir de CSR, a été entrepris, avec des partenaires comme British-Airways. La mise en opération commerciale était prévue fin 2014. Ce projet n'a finalement pas abouti.

Solena a déposé de nombreux autres projets (Cordoue en Espagne, Sydney en Australie, ...), dont aucun n'a abouti, conduisant à la faillite de la Société, en juin 2015.

### c. Les raisons de l'échec du procédé

Les principales raisons techniques et économiques de cet échec ont été :

- Procédé très complexe (torches à plasma, hautes températures, ASU, ...),

- Coûts opératoires élevés (consommation d'oxygène de 453 kg/t, coke, électricité, ...),

- Coûts d'équipement très élevé (1, 9 M€/MW entrant),

- Le procédé n'a pas pu trouver d'applications, compte tenu du montant des investissements nécessaires, jugés rédhibitoires,

- Le développement de la société par Capital Risque a été mal maitrisé.

### 7.1.8 Le procédé PyroAl de OP Systèmes (France)

#### a. Description du procédé PyroAl

Le procédé PyroAl est basé sur une pyrogazéification intégrée de CSR, en lit fluidisé dense et postcombustion du gaz de synthèse produit, avec vitrification intégrée des résidus solides, chaudière de récupération, en aval, et système de traitement des fumées en voie sèche, avant rejet à l'atmosphère.

Le schéma de l'installation est représenté ci-dessous :
<figure><img src="image_98.png" /><figcaption>Figure 80 : Schéma de principe du procédé PyroAl</figcaption></figure>

1 Trémie d'alimentation

2 Gazéifieur

3 Ventilateur de fluidisation

4 Brûleur de gaz de pyrolyse

5 Ventilateur de combustion

6 Chambre de combustion

7 Chaudière

8 Economiseur

9 Cyclone

10 Dosage de bicar

11 Filtre à manches

12 Ventilateur d'extraction

Ce procédé est basé sur un ensemble, constitué par :

✓ une première enceinte, à lit fluidisé dense atmosphérique fonctionnant à moyenne température (550 °C) en défaut d'air (15% de la stœchiométrie). Cet air est préchauffé jusqu'à une température de 180°C, par un préchauffeur utilisant de la vapeur produite en aval. Le gaz de synthèse sort de cette chambre à une température de 450°C. Le PCI du gaz produit est de 10,3 MJ/Nm³.

✓ une chambre de combustion des gaz produits, à haute température et faible excès d'air (e = 20%). La température des gaz de sortie de la postcombustion est de 1400°C, contenant moins de 3% O₂. Le niveau de la température des fumées dans la chambre secondaire (~ 1400°C), permet la fusion de l'ensemble des particules minérales introduites dans la chambre. Grâce à la position du brûleur et à la géométrie du foyer, ces particules sont projetées sur les parois pour être captées par la couche de cendres fondue, en ruissellement, permettant ainsi le conditionnement des résidus ultimes sous forme de vitrifiât.

✓ Une chaudière de récupération. L'énergie calorifique disponible dans les fumées de combustion du deuxième étage du procédé, est récupérée en aval, par une chaudière intégrée conventionnelle, qui assure le refroidissement des fumées avant leur traitement en voie sèche (bicar), en produisant de la vapeur saturante 22 bars.
## b. Historique du développement

Une unité de ce type, de capacité nominale de 4 MWth, a été mise en place en 2008 à Lacq (64), sur la plateforme industrielle Induslacq.

Cette unité pouvait traiter en continu 600-900 kg/h de refus de tri de DIB de PCI = 3500-4000 kcal/kg, d'humidité comprise entre 25 et 39%, broyé à granulométrie comprise entre 0-25 mm (broyeur à couteaux). Elle fournissait de la vapeur à 22 bars, revendue au site Induslacq.

<figure><img src="image_99.png" /><figcaption>Figure 81 : Installation PyroAl de Lacq et dispositif LFD associé</figcaption></figure>

Après diverses tentatives infructueuses pour commercialiser son procédé, la société OP Systèmes a été mise en liquidation judiciaire en 2016. L'installation de Lacq a été récupérée par Arkema, déjà présent sur le site.

## c. Les raisons de l'échec du procédé

Les principales raisons techniques et économiques de cet échec ont été :

- Problèmes d'entrée d'air à l'alimentation du réacteur,

- Grande sensibilité du procédé à la qualité de la préparation de la charge, difficultés pour Op Systèmes pour obtenir des charges préparées selon leurs spécifications,

- Sensibilité de l'écluse d'alimentation du réacteur en CSR aux sur-longueurs de composants 2D provoquant des arrêts d'alimentation du réacteur par blocage de l'équipement,

- Instabilité de la conversion thermochimique liée aux variations de la teneur en eau des éléments constitutifs du CSR, compte tenu des faibles quantités introduites (~ 500 kg/h).

- Problèmes d'extraction des résidus inertes du LFD (section des orifices d'extraction trop faible, problème d'acheminement des résidus minéraux vers les orifices, ...),

- Problèmes de corrosion au niveau des tubes de l'économiseur,

- Problèmes au niveau du brûleur à gaz pauvre, celui-ci étant très chargé en envols particulaires combustibles (< 15 mm), à sa sortie du LFD, provoquant des accumulations et ramollissement de la fraction plastique du CSR (~30% PET) au niveau de l'alimentation du brûleur.

- Procédé intégré de fusion/vitrification des cendres et résidus solides inopérant à l'air (conception initiale). Dans tous les cas de test, la température des fumées obtenue après le brûleur du syngaz était insuffisante pour obtenir la vitrification complète des cendres. Le taux
de cendre influe sur le résultat. Avec un CSR riche en déchets de bois, le taux de cendre est trop faible pour envisager la vitrification et faire l'économie de charge de la mise en classe 1. L'utilisation d'un fort appoint d'oxygène était nécessaire, augmentant fortement les coûts de fonctionnement de l'installation.

## 7.2 Exemples de demi-succès en gazéification

### 7.2.1 Le procédé Pit-Pyroflam, de Basse-Sambre (Belgique)

#### a. Description du procédé Pit-Pyroflam

Il s'agit là d'un procédé de gazéification intégré de déchets (1ère génération).

Ce procédé, de pyrogazéification atmosphérique des déchets, est basé sur l'utilisation d'un four rotatif horizontal légèrement incliné, divisé en deux zones, fonctionnant à contre-courant entre la charge et les gaz de gazéification. Ce four fonctionne en défaut d'air (d ~ 52,5%).

Un poussoir d'alimentation (4) introduit les déchets (2) qui entrent dans la première zone (6) où le séchage et la pyrolyse de la charge, processus tout deux endothermiques, sont réalisés par le courant des gaz chauds (600-700°C) générés dans la seconde zone (9). Le temps de séjour des solides dans la première zone est de l'ordre de 45 minutes.

De l'air est introduit, par un distributeur tronconique, dans la deuxième zone (10 et 12), pour la génération de la chaleur interne et l'entretien des réactions de gazéification, dans une gamme de température de 750-850 °C. Ainsi, le fonctionnement du réacteur est autothermique.

Le carbone résiduel étant complètement gazéifié à la sortie de cette zone, après 40 minutes de

<figure><img src="image_100.png" /></figure>

1 = chargement ; 2 = trémie ; 3 = volet ; 4 = poussoir;5 = gaz de pyrolyse et gazéification du coke vers valorisation 6 = cellule de pyrol
7 = galets supports; 8 = air d process ; 9 = cellule de gazéification;10 = résidu solide inerte; 11 = cendrier; 12 = brûleur de préchauffage

<caption>**Figure 82 : Schéma de principe du procédé PIT-Pyroflam**</caption>

temps de séjour, les cendres sont alors évacuées (11). Le gaz de synthèse reflux à contre-courant de la charge, et est récupéré en (5)

Une telle unité de traitement de déchets, se compose de :

* une fosse de réception des déchets

* un grappin de reprise des déchets

* une trémie de chargement (2),

* un four rotatif de pyrogazéification (6 et 9),

* une chambre de postcombustion réfractorisée,

* une chaudière de récupération,
* un ensemble de traitement des fumées (injection de bicar et charbon actif),

* un filtre à manches,

* des équipements de récupération des résidus solides

* une cheminée d'évacuation des fumées avec extracteur.

<figure><img src="image_101.png" /><figcaption>Figure 83 : Schéma d'implantation de l'ensemble four – postcombustion-chaudière de récupération – réacteur de neutralisation - filtre à manches</figcaption></figure>

Le rendement énergétique de conversion thermochimique du pyro-gazéifieur est de : 83 %.

Le rendement énergétique global de conversion (chaleur sensible + contenu thermochimique du syngaz) est de : 95 %.

Le rendement potentiel de valorisation énergétique de l'installation, hors pertes thermiques, est de :
87 %.

b. Historique du développement
Ce procédé a été initialement développé par la société Serpac (Louis Rousseau). Une unité de ce type a été installée en 1996 à Budapest (Hongrie), avec une capacité de 8000 t/an. Cette unité a été démantelée en 2001 et la société Serpac a fait faillite. Le procédé a été repris en 2003, dans le cadre d'un accord entre les sociétés TFP Basse-Sambre et Sanifa, filiale du Groupe Sita.

Le groupe belge TFP-Basse-Sambre a construit une unité industrielle de ce type, à Reykjavik, sur le site de Kalka (Islande), en exploitation depuis 2005.

<figure><img src="image_102.png" /><figcaption>Figure 84 : Installation de Reykjavik</figcaption></figure>

Elle traite les déchets ménagers et d'activité de la ville de Reykjavik. Le débit de déchets entrants est de : 1,6 t/h. Ceux-ci ont un PCI élevé du fait de la forte proportion d'emballages dans les déchets islandais (PCI ~ 12,2 MJ/kg, sur brut).

Elle travaille avec un taux de disponibilité très élevé (93%) et un coût d'entretien et de fonctionnement très réduits.

Pourtant, aucune autre réalisation de ce type n'a vu le jour.

### c. Les raisons du demi-succès

La principale raison technique de ce succès en demi-teinte, est liée au fait d'avoir installé une chambre de postcombustion réfractorisée, qui s'avère peu adaptée au procédé. En effet, la température de combustion du syngaz atteint, du fait de cette chambre réfractorisée, des valeurs très élevées, pouvant entrainer la fusion partielle des cendres volantes. Il a donc été décidé d'injecter de forte quantités d'air de dilution, et ce, afin d'abaisser la température des fumées.

De fait, le volume spécifique des fumées produites (7200 Nm³/t) s'apparente alors à ceux observés en incinération. Le procédé perd ainsi un de ses avantages potentiels, à savoir la réduction du volume des fumées émises, par rapport à l'incinération. L'utilisation d'une chambre de postcombustion refroidie, par circulation d'eau externe est donc à envisager, cette circulation d'eau pouvant d'ailleurs fonctionner en tant qu'économiseur de la chaudière de récupération, disposée en aval.

## 7.3 Exemples de succès en gazéification

### 7.3.1 Le procédé Foster-Wheeler Energia OY (Finlande)

#### a. Description du procédé FW
Le système de gazéification LFC atmosphérique, développé par FW est relativement simple (C. Wilen et al, Finish expert report, Environmental Institute, 2004).

Il se compose d'un réacteur de gazéification à lit fluidisé circulant (LFC), d'un cyclone en sortie de LFC pour séparer les gaz et les solides divisés et d'une jambe de retour pour renvoyer la matière circulante en partie inférieure du gazéificateur.

Tous ces composants sont entièrement réfractorisés.

En sortie de cyclone, le syngaz chaud circule dans un préchauffeur d'air, en double enveloppe sur la jambe descendante de sortie du syngaz, située en dessous du cyclone.

Les solides circulants contiennent du char (carbone fixe), qui est brûlé avec l'air de fluidisation, générant ainsi la chaleur nécessaire pour les processus de gazéification, essentiellement endothermiques. La matière en circulation sert également de fluide caloporteur et stabilise les températures de traitement. Les cendres grossières s'accumulent dans le réacteur et sont retirées, en partie basse, par une vis refroidie à l'eau.

La figure ci-dessous présente les principaux composants du gazéifieur LFC.

<figure><img src="image_103.png" /><figcaption>Figure 85 : Gazéifieur LFC de Foster Wheeler</figcaption></figure>

Le syngaz chaud est dirigé vers une chaudière de récupération, de façon à fonctionner en gazéification intégrée, pour la production conjointe d'électricité et de chaleur, via un GTA.

Dans une version améliorée du procédé, le syngaz peut être partiellement refroidi (~400°C) dans une chaudière de récupération, disposée directement en sortie du LFC, puis épuré à chaud à l'aide de filtres céramique décolmatables par soufflage, permettant la récupération des chlorures d'alcalins, du plomb et du zinc, sous forme solide.

Le syngaz ainsi débarrassé de ses composés potentiellement corrosifs peut être dirigé vers une chaudière pouvant dès lors fonctionner à très haute pression/ température (120 bars, 540°C), sans problèmes de corrosion, améliorant ainsi le rendement global de valorisation énergétique.
<figure><img src="image_104.png" /><figcaption>Figure 86 : Installation FW de refroidissement/épuration du syngaz, avant combustion</figcaption></figure>

L'amélioration du rendement de production électrique qui en résulte est illustrée ci-dessous, en comparaison avec une incinération conventionnelle, équipée d'une turbine (40 bars, 400°C) fonctionnant en condensation :

<figure><img src="image_105.png" /><figcaption>Figure 87 : Comparaison des performances d'une unité LFC FW et d'une UVE conventionnelle</figcaption></figure>

## b. Historique du développement

Le premier gazéificateur LFC, relié à une chaudière de postcombustion, a été construit en 1997 à la centrale de Kymijärvi Lahden Lämpövoima Oy, pour un montant total d'investissement de 12 M€, dont 3M€ ont été alloués par la CE, dans le cadre du programme Thermie.

La centrale de Kymijärvi produit de l'énergie électrique (167 MWe) et de la chaleur (240 MWth) pour le chauffage urbain de la ville de Lahti, en Finlande. Le gazéificateur Lahti a été couplé à une chaudière Benson produisant de la vapeur 40 bars, surchauffée à 540°C.
Le gazéificateur Lahti a débuté son exploitation commerciale en 1998 et a initialement utilisé des biomasses, telles que des écorces, des copeaux de bois, de sciure de bois et des déchets de bois non contaminés. D'autres combustibles ont également été testés par la suite, à savoir des CSR, issus de déchets ménagers, des traverses de chemin de fer et les pneus déchiquetés. Du fait de leur disponibilité croissante et de la réduction progressive des coûts d'élaboration des CSR, la part des CSR dans l'alimentation du gazéifieur, a progressivement augmenté, au détriment de biomasses propres. Le gazéificateur peut fonctionner avec des mélanges variables de combustibles (déchets, CSR, biomasses), et ce, avec les disponibilités de 96 % ou plus.

<figure><img src="image_106.png" /><figcaption>Figure 88 : Unité de cogénération de Lahti</figcaption></figure>

Ce type de gazéifieur LFC, fonctionnant dans la gamme 15-150 MWth, est distribué, non seulement par Foster Wheeler, mais également, sous licence, par Carbona/Andritz, ainsi que par Metso Power.

Une nouvelle unité de cogénération de ce type, d'une puissance de 160 MWth, a été démarrée en mai 2012, à Lahti (Kymijärvi II), permettant la valorisation de 250 000 t/an de CSR. Cette unité a été construite dans le cadre d'un partenariat entre la société Lahti Energy, une société appartenant à la ville de Lahti, et la société Metso, qui a fourni les deux gazéifieurs LFC (30 m de haut, pour 5 m de diamètre), le dispositif d'épuration à chaud du syngaz (4 000 filtres céramique), ainsi que la chaudière (121 b, 540°C). Le GTA a été fourni par Siemens (SST 800 Tandem turbine, et alternateur Siemens Gen5-100A-2P).

Cette unité fourni 50MWe d'électricité et 90 MWth au réseau de chauffage urbain de la ville.

Le coût total d'équipement de cette installation a été de 160 M€, dont une aide de 7 M€ de la CE, ainsi qu'une subvention de 15 M€ du gouvernement finlandais (Programme New Technologies).

Le succès de cette nouvelle installation est, aux dires des promoteurs, lié principalement à la qualité des CSR utilisés (mélange plastiques, papiers, carton, bois), ainsi qu'à l'innovation ayant consisté à réaliser une épuration à chaud du syngaz, permettant l'utilisation d'une chaudière HP/HT, à fort rendement de valorisation énergétique.

### 7.3.2 Le procédé G&MF de JFE (Japon)

#### 7.4 Description du procédé GMF (Gasification & Melting Furnace)
Le gazéifieur JFE est un gazéifieur à air enrichi, fonctionnant à haute température (~1600°C), pouvant être alimenté en CSR (Waste melting system offered by JFE, M. Nishino, JFE Technical Report, n°13, mai 2009).

Du coke sidérurgique, additionné à de la chaux ou du calcaire, sont introduits simultanément avec les CSR. Ces CSR peuvent avoir un PCI élevé (~20 MJ/kg).

Le réacteur JFE "Gasifying and Melting Furnace" peut être divisé, du bas vers le haut, en trois zones :

* la zone à haute température de combustion et fusion en atmosphère réductrice

* la zone de gazéification et pyrolyse

* la zone de traitement du gaz à haute température en atmosphère réductrice

La zone 1 est la partie la plus basse du réacteur. Le coke est introduit dans le réacteur par l'alimentation en partie haute du réacteur, puis tombe par gravité et s'accumule dans cette zone avec le carbone fixe et les cendres produites lors de la gazéification des CSR qui a lieu dans la partie supérieure (zone2). Dans la zone 1, les parties combustibles brûlent grâce à l'air enrichi, introduit dans la section par le conduit principal (main tuyere).

L'air est aspiré depuis l'atmosphère par un ventilateur (main tuyere blower) et est enrichi en oxygène (à raison de 35% du volume) pour obtenir la température correcte de combustion.

L'apport d'air du ventilateur est régulé par des volets réglables situés au niveau de l'aspiration.

Le mélange gazeux enrichi est envoyé dans la section par 6 injecteurs disposés en étoile.

<figure><img src="image_107.png" /><figcaption>Figure 89 : Le gazéifieur JFE</figcaption></figure>

La température dans cette section peut atteindre 2000°C. Dans ces conditions, la partie non combustible du matériel à traiter, fond et s'écoule par gravité au travers d'ouvertures situées dans la partie basse du réacteur, à une température d'environ 1600°C.

La zone 2 est la partie intermédiaire du réacteur. Les CSR et les produits auxiliaires (coke et chaux), introduits par l'alimentation en partie haute, se rejoignent dans cette section en tombant par gravité. Grâce à la température élevée (600-700°C) atteinte par la combustion partielle des gaz formés dans la zone 1, l'eau qu'ils contiennent s'évapore, la partie volatile se gazéifie, les cendres et le carbone fixe tombent vers le bas de la zone 1.
Le gaz produit dans la zone 2 remonte dans la zone 3, où il est en partie brûlé grâce à l'apport d'air fourni par le conduit supérieur (third tuyere). De cette manière, une température supérieure à 850°C y est constamment maintenue pendant au moins deux secondes, condition qui permet l'achèvement de la décomposition des dioxines et des goudrons.

Ce réacteur peut être monté dans un ensemble de 1<sup>ère</sup> génération, avec récupération de chaleur par chaudière, ou bien être utilisé en gazéifieur de 2<sup>e</sup> génération.

<figure><img src="image_108.png" /><figcaption>Figure 90 : Installation de gazéification intégrée de JFE</figcaption></figure>

Les inertes fondus sont récupérés sous forme d'une coulée de « slag ». La vitrification des inertes suppose, après l'étape de fusion, le refroidissement rapide de la coulée.

Ceci est réalisé par simple coulée du matériau fondu dans un bain d'eau froide, refroidi en continu, provoquant non seulement la solidification du matériau, par trempage, sous forme d'une matrice vitreuse, mais également son éclatement sous la forme de granulats millimétriques vitrifiés (< 5 mm), désignés sous l'appellation de techno-sable.

<figure><img src="image_109.png" /><figcaption>Figure 91 : Coulée en bassin d'eau refroidie</figcaption></figure>

Les inertes contiennent des métaux ferreux et non-ferreux résiduels, en mélange avec la charge minérale. Grâce à leurs propriétés physico-chimiques différentes, ces métaux ne se mélangent pas
lors de la phase de refroidissement de la coulée et son éclatement. Ils sont alors aisément séparés de
la fraction granulaire du vitrifiat.

<figure><img src="image_110.png" /><figcaption>**Figure 92 : Séparation des métaux des minéraux inertes**</figcaption></figure>

Par contre, si on désire bloquer les métaux lourds dans la matrice vitreuse stable, une formulation d'une composition minérale adaptée, est nécessaire. En particulier, l'ajout de chaux permet le blocage des métaux lourds sous forme d'oxydes métalliques. Une telle composition peut être ajustée par ajouts de, ou des composants déficitaires.

Dans ces conditions, la composition massique moyenne typique d'un vitrifiat produit à haute température est, pour ce qui concerne ses composés majoritaires : SiO₂ = 40-50%, Al₂O₃ = 10-15%, CaO = 15-32%, permettant le blocage des métaux lourds sous forme d'oxydes métalliques tels que : Fe₂O₃, PbO, TiO₂, Cr₂O₃, CdO, ZnO, NiO.

Les valeurs de résistance et de dureté de fracture, déterminées pour le vitrifiat obtenu, sont, en général, comparables à celles du basalte. Le vitrifiat présente, de plus, une stabilité chimique très bonne, vis-à-vis du lessivage à l'eau (ISO 719) et dans une solution alcaline (ISO 695).

Le techno-sable ainsi produit satisfait les normes de lixiviation et peut donc être utilisé sous forme de
matériau inerte, dans diverses applications.

Les principales applications industrielles du techno-sable, sont :

- **Techniques routières :**

Pour construire une route, différentes couches et sous couches sont mises en place. D'une part, le vitrifiat peut être utilisé comme agrégat d'enrobés, dans une matrice bitumineuse.

<figure><img src="image_111.png" /></figure>
D'autre part, il peut être utilisé en sous-couches routières. En effet, en sous-couches routières, les entreprises de travaux publics utilisent des graves non traitées (0 – 31,5 mm, en général).

Le vitrifiat présente toutes les caractéristiques physiques et répond aux normes environnementales pour se substituer à ces matériaux standards. Pour une homogénéisation de granulométrie il peut tout à fait être mélangé aux granulats routiers.

- **Matériau de remblai (Back-Filling Material) :**

Les vitrifiats, conformes aux déchets inertes (classe 3) peuvent servir de matériau de remblai pour les canalisations et autres. En effet, leur aspect inerte permet une bonne isolation et aussi, sert à stabiliser et protéger la canalisation (lit de sable) pour prévenir des différentes évolutions du terrain.

<figure><img src="image_112.png" /></figure>

- **Matériau de revêtement (Paving Material) :**

Le vitrifiat, avec polissage et grésage, peut être utilisé pour fabriquer les matériaux de revêtement de sol. Il vient en substitution au sable dans le procédé de fabrication.

<figure><img src="image_113.png" /></figure>

- **Fabrication de parpaing (Concrete Block) :**

Ce matériau est composé à 90 % de pierres, de graviers et de sable. La granulométrie des granulés vitrifiés (techno-sable) possède, du fait de leur mode d'élaboration, les mêmes caractéristiques que celles du sable et, par conséquent peuvent rentrer dans la composition d'un parpaing.

<figure><img src="image_114.png" /></figure>

## 7.5 Historique du développement

JFE Engineering a débuté ses développements concernant un gazéifieur HT avec fusion intégrée des cendres, en 1992. Après la mise en place d'une unité pilote, en 1995, le procédé a obtenu un soutien
financier du gouvernement japonais, en 1998. La première unité industrielle de traitement de déchets, a été réalisée en 2000.

On reporte dans le tableau ci-dessous, la liste des unités industrielles mises en service de 2003 à 2008.

<table><caption>Tableau 10 : Unités JFE GMF, installées au Japon, de 2003 à 2008</caption><thead><tr><td>Reference plants</td><td>Capacity×Furnace</td><td>Completion date</td></tr></thead><tbody><tr><td>Hidaka, Hokkaido</td><td>19 t/day × 2 furnaces</td><td>Feb. 2003</td></tr><tr><td>Kakamigahara, Gifu</td><td>64 t/day × 3 furnaces</td><td>Mar. 2003</td></tr><tr><td>Amagi, Fukuoka</td><td>60 t/day × 2 furnaces</td><td>Mar. 2003</td></tr><tr><td>Morioka-Shiwa, Iwate</td><td>80 t/day × 2 furnaces</td><td>Mar. 2003</td></tr><tr><td>Saiki, Oita</td><td>55 t/day × 2 furnaces</td><td>Mar. 2003</td></tr><tr><td>Fukuyama, Hiroshima</td><td>314 t/day × 1 furnace</td><td>Mar. 2004</td></tr><tr><td>Kasama, Ibaraki</td><td>72.5 t/day × 2 furnaces</td><td>Mar. 2006</td></tr><tr><td>Aki, Kochi</td><td>40 t/day × 2 furnaces</td><td>Mar. 2006</td></tr><tr><td>Hamada, Shimane</td><td>49 t/day × 2 furnaces</td><td>Nov. 2006</td></tr><tr><td>Chikushino, Fukuoka</td><td>125 t/day × 2 furnaces</td><td>Mar. 2008</td></tr></tbody></table>

Depuis 2008, le groupe japonais JFE, leader mondial dans ce secteur industriel, a réalisé au Japon environ 40 installations de gazéification, avec une capacité totale traitement de presque 10.000 tonnes journalières de CSR.

Pour ce qui est de l'Europe, une première installation de gazéification JFE de déchets urbains, a été réalisée en 2008 en Italie, sur le site de Malagrotta à Rome, par la société Sorain-Cecchini. Cette unité est actuellement en fonctionnement.

### 7.3.3 Le procédé TwinRec d'Ebara (Japon)

#### a. Description du procédé

Les composants principaux du procédé Ebara TwinRec (Gasification of solid wastes, U. Arena, M. L. Mastelone, IFSA Meeting, novembre 2005), sont :

- Un gazéieur à lit fluidisé rotatif avec une grille inclinée basé sur la technologie de lit fluidisé rotatif permettant la séparation des non-combustibles solides, des fractions métalliques à recycler. Les conditions opératoires sont :

Température: 600-800°C

Pression: 0,5-1,6 MPa

- Une chambre de combustion cyclonique à parois refroidies à l'eau permettant, par la formation d'une couche vitrifiée, de protéger ses parois des hautes températures internes régnant dans la chambre (1300-1500°C). Les cendres fines sont ainsi fondues et récupérées en fond de réacteur, sous forme de granulés vitrifiés.

Ce procédé permet de traiter des OMr, CSR, RBA et des D3E.

Le schéma de principe du procédé TwinRec est reporté dans la figure ci-dessous :
<figure><img src="image_115.png" /><figcaption>**Figure 93 : Schéma de principe du procédé TwinRec**</figcaption></figure>

Après gazéification/vitrification, l'énergie calorifique libérée est valorisée en chaudière, couplée à un GTA, tandis que les fumées sont épurées, avant rejet à l'atmosphère.
C'est donc un procédé de 1ère génération.

Le rendement d'une installation TwinRec en production d'électricité, est de 25%. Son rendement global en cogénération, avec valorisation de l'énergie calorifique (vapeur process, chauffage urbain), est de 70%.
Les résidus vitrifiés sont valorisés en Génie Civil.

<figure><img src="image_116.png" /><figcaption>**Figure 94 : Schéma d'implantation d'une unité TwinRec**</figcaption></figure>

## b. Historique du développement

La société Ebara a développé son procédé TwinRec, de 1995 à 1997, en s'appuyant sur une installation pilote de 7 t/jour pour 1, 5 MWth, basée à Sodeguara (Japon), dans laquelle différents déchets ont été testés (OM, RDF, déchets plastiques, résidus broyés d'automobile)
Depuis, un certain nombre d'installations industrielles ont été réalisées :

- Fujisawa, 1997 : 24 t/j pour 4,8 MWth (OM, CSR, déchets plastiques, résidus broyés d'automobile)

- Ritto, 2001, 38 t/j pour 9,1 MWth (déchets plastiques, déchets liquides, déchets médicaux)

- Aomori, 2000 : 2 x 225 t/j de résidus broyés d'automobile (67%) avec boues (33%), (PCI = 14,3 MJ/kg)

<figure><img src="image_117.png" /><figcaption>Figure 95 : Unité Ebara TwinRec à Aomorii (Japon)</figcaption></figure>

Le process détaillé mis en œuvre dans l'unité d'Aomorii, pour le traitement des RBA, est représenté dans la figure suivante :

<figure><img src="image_118.png" /><figcaption>Figure 96 : Traitement des RBA dans l'unité TwinRec d'Aomorii (Japon)</figcaption></figure>

Ce procédé permet une préparation que très grossière (jusqu'à 20 ou 30 cm).

La géométrie de la sole du lit fluidisé et les orifices en pied de lit fluidisé de grande section permettent l'évacuation de solides inertes de grosse taille. Une hauteur importante de matériaux en dessous de ces orifices permet d'assurer l'étanchéité par rapport à l'atmosphère extérieure et évite les entrées d'air qui perturberaient l'atmosphère dans le lit fluidisé.

L'atmosphère réductrice du lit fluidisé, associée à l'abrasion provoqué par le lit de sable, permet de récupérer les métaux non oxydés, très propres, ce qui a un impact fort sur le bilan économique de l'installation, surtout dans le cas de traitement de RBA qui sont riches en métaux.
- Joestu City, 2000 : 1 x 15,7 t/j de boues sèches (68%) avec déchets plastiques (32%), (PCI = 12,3 MJ/kg),

- Kurobe, 2000 : 1 x 63 t/j de résidus broyés d'automobile (41%), déchets plastiques (13%), copper slag, sorbants (46%), (PCI = 10,2 MJ/kg),

- Sakata Area, 2002 : 2 x 98 t/j d'OM (PCI = 10,9 MJ/kg),

- Kawaguchi, 2002 : 3 x 140 t/j d'OM (PCI = 13 MJ/kg),

<figure><img src="image_119.png" /><figcaption>Figure 97 : Unité Ebara TwinRec à Kawaguchi (Japon)</figcaption></figure>

- Ube City, 2002 : 3 x 66 t/j d'OM (PCI = 12,5 MJ/kg),

- Chuno Union, 2003 : 3 x 66 t/j d'OM (PCI = 11,3 MJ/kg),

- Minami-Shinshu, 2003 : 2 x 46,5 t/j d'OM (PCI = 8,4 MJ/kg),

- Nagareyama City, 2004 : 3 x 69 t/j d'OM (PCI = 11,7 MJ/kg),

- Tokyo Rinkai Corp. : 2006 : 2 x 275 t/j de déchets industriels (PCI = 13 MJ/kg),

- Hini City : 2007 : 3 x 60 t/j d'OM (PCI = 7,5 MJ/kg)

Ces unités sont actuellement en exploitation commerciale.

### 7.3.4 Le procédé Energos (Norvège)

#### a. Description du procédé

Il s'agit d'un procédé commercial de gazéification intégrée (1G), reposant sur deux chambres, une de gazéification sur grille horizontale, l'autre de postcombustion des gaz combustibles produits (Characterization of syngaz produced from MSW gasification at commercial scale Energos Plants, G. del Alamo et al, Waste Management, 32, p. 4835, 2012) :
<figure><img src="image_120.png" /><figcaption>Figure 98 : Procédé de gazéification intégrée Energos</figcaption></figure>

Les fumées, en sortie de postcombustion sont dirigées vers un ensemble aval de chaudière de récupération et d'un traitement des fumées, avant rejet à l'atmosphère.

<figure><img src="image_121.png" /><figcaption>Figure 99 : Ensemble de récupération et de traitement aval des fumées</figcaption></figure>
<figure><img src="image_122.png" /><figcaption>Figure 100 : Installation de pyrogazéification intégrée utilisant le procédé Energos</figcaption></figure>

b. Historique du développement

La technologie a été développée dans les années 90 par la société Energos, avec le soutien de l'Université de Trondheim (Norvège).

La première unité industrielle de gazéification Energos, d'une puissance installée de 27 MW, a démarré en 2002, pour le compte de Østfold Energi.

Une seconde unité de ce type a été installée dans l'Ile de Wight (UK), en 2008, en réhabilitation d'un incinérateur existant. Cette unité Energos traite 30 000 t/an de CSR, de PCI compris entre 11 et 14 MJ/kg. L'unité fournit principalement de l'électricité, via un GTA à moyenne pression, monté sur la chaudière de récupération.

La puissance nette exportée, après autoconsommation, est de : 1,8 MWe. Pour un taux d'utilisation de 7 500 h/an, la valorisation énergétique est de 13 500 MWhe. La quantité de cendres produites (sous chaudière et sous filtre) est de 5 500 t/an. Elles sont évacuées en centre de stockage.

Une autre unité, d'une puissance de 32 MW a démarré en mars 2010, à Sarpsborg (Norvège), pour la fourniture d'énergie au site industriel de Borregaard Industries.

Mentionnons également l'installation KAVG Minden (Allemagne), d'une capacité de 15 MWth, consommant des RDF (40 kt RDF/an), de PCI = 10-14 MJ/kg. La chaleur est fournie sous forme vapeur surchauffée (13 bars, 240°C) au site voisin de production chimique de Siegfried PharmaChemikalien.
<figure><img src="image_123.png" /><figcaption>Figure 101 : Installation KAVG à Minden (fonctionnement au RDF)</figcaption></figure>

La société Energos a installé un total de six unités de gazéification, en Norvège et Allemagne, en plus de l'unité installée en Grande-Bretagne.

La société Energos, avec son groupe Ener-G, a été rachetée, début 2016, par le groupe anglais Centrica, qui possède deux des plus gros producteurs d'électricité, British Gas pour la Grande Bretagne et Direct Energy, pour l'est des Etats-Unis.

# 8. LES PRINCIPALES PATHOLOGIES EN PYROLYSE/GAZEIFICATION ET RECOMMANDATIONS

On apporte ci-après, de manière non exhaustive, les différentes pathologies identifiées, subies par les réacteurs de pyrolyse/gazéification de déchets, celles-ci s'avérant être les causes techniques d'échecs des procédés évoqués précédemment.

Des recommandations sont faites pour pallier ces problèmes, et ce, dans le but d'augmenter les chances de succès en ce qui concerne la mise en place d'unités de valorisation énergétique des déchets par voie thermochimique.

## 8.1 Problèmes de coulabilité mécanique de la charge solide

* La manœuvrabilité des déchets solides divisés doit être, au préalable, caractérisée, par la mesure de :

✓ l'angle de talus : il dépend du facteur de forme des solides et de l'humidité :

<table><thead><tr><td>Angle de talus</td><td>Coulabilité</td><td>Ecoulement</td></tr></thead><tbody><tr><td>&lt; 30°</td><td>Excellente</td><td>Facile</td></tr><tr><td>30 à 50°</td><td>Passable</td><td>Difficile</td></tr><tr><td>&gt; 50°</td><td>Exécrable</td><td>Impossible</td></tr></tbody></table>

Cas défavorables : Problèmes à l'avancement de la charge en four à soles horizontale, par bâtissage de ponts solides (type OrgaWatt ou Plasco).

✓ l'indice de tassement :
Il dépend de la dureté du solide divisé.

<table><thead><tr><td>Indice de Hausner ρ<sup>2</sup>/ρ<sub>0</sub></td><td>Écoulement</td></tr></thead><tbody><tr><td>1 - 1,25</td><td>bon</td></tr><tr><td>1,25 - 1,4</td><td>moyen</td></tr><tr><td>> 1,4</td><td>mauvais</td></tr></tbody></table>

**Cas défavorables** : **Problèmes de tassement/agglomération** en pyrolyseurs-gazéifieurs à lits tombants, alimentés en déchets compressibles (fluff), et/ou avec présence de fractions fusibles. Ceux-ci entrainent des réductions locales de la porosité du lit, provocant des processus de renardage (conversion non-homogène) avec dé-stratification thermique du lit, pouvant aller jusqu'au bouchage du réacteur. Ainsi, ce type de réacteur, appliqué à des déchets, n'est donc guère extrapolable à des puissances supérieures à ~ 1 MWth.

**Recommandations** : Les solutions envisagées pour pallier cet inconvénient sont :

* Utiliser des dispositifs mécaniques de brassage interne de la charge. Ces équipements sont fragiles, puisque devant travailler à chaud et coûteux en énergie électrique consommée par les moteurs nécessaires. Ils sont, de plus, inenvisageables à grandes puissances.

* Utiliser des dispositifs d'extraction par raclage mécanique des résidus inertes, en bas de lit. Cependant, ces dispositifs peuvent être soumis à d'importants problèmes d'érosion, la partie minérale des cendres pouvant être fortement abrasive à chaud, en cas de présence d'indésirables (verre, métaux). La rupture de cet équipement est souvent observée, contraignant à l'arrêt de l'installation.

Dans le cas du procédé de pyrolyse Thermya, des problèmes mécaniques fréquents survenaient sur les bras du racleur tournant, en bas de colonne, en particulier, en présence d'incuits, pouvant aller jusqu'à la rupture du bras, entrainant l'arrêt de l'installation et la nécessité de vider l'ensemble de la colonne, pour réparer.

* Améliorer les indices de manœuvrabilité (angle de talus, indice de tassement), par une préparation préalable de la charge (broyage, criblage,...).

* La manœuvrabilité des déchets solides divisés peut être améliorée par mise en œuvre de procédés de densification par compression, visant sa granulation/ pelletisation, avant son alimentation. Elle permet, en effet, une diminution de l'indice de tassement. L'extrusion des déchets permet la densification du CSR de 250 kg/m³ à 600 kg/m³, l'extrudât devant ensuite être découpé en pellets.

Cependant, les inconvénients de la densification sont :

* La consommation spécifique d'énergie électrique nécessaire à la densification est voisine de : 130 kWh/t, mais peut descendre à 60 kWh/t, dans le cas de CSR pré-broyés à 60-80 mm,

* Les conditions opératoires sont souvent problématiques avec des déchets (dégazage, départs de feu, ...). Dans le cas d'extrusion, la présence résiduelle d'infusibles dans le
déchet peut bloquer la sortie du produit, et provoquer une auto-combustion du produit dans l'extrudeuse. On montre, ci-dessous un essai de pelletisation d'un déchet constitué d'un mélange papier, carton, bois, plastique (25%, sur sec) à une humidité initiale de 18%, assimilable à un CSR (documents communiqués par Mr D. Chrétien, Sémardel) :

<figure><img src="image_124.png" /><figcaption>Figure 102 : Essai de pelletisation d'un mélange CSR, avec extrusion perturbée par élément métallique avec début de combustion dans le corps de la filière d'extrusion</figcaption></figure>

## 8.2 Problèmes liés aux défauts de préparation de la charge entrante

* Si les déchets entrants dans un incinérateur ne nécessitent que peu de préparation, les déchets entrants dans un gazéifieur doivent, en général, être préparés (déferraillage, criblage, broyage, séchage à H < 25%), de façon à contrôler leur cinétique de conversion et la sélectivité des réactions, par uniformisation des propriétés thermochimiques et de la granulométrie de la charge, au sein du réacteur.

* Le degré de préparation de la charge entrante (homogénéisation, calibration, séchage) est fonction principalement de la technologie de pyrolyse/gazéification utilisée, certaines nécessitant :

* ✓ une préparation modérée (par exemple, fours tournants),

* ✓ une préparation plus ou moins poussée (par exemple, lits fixes, lits fluidisés).

Ces opérations sont cependant coûteuses en énergie. Leurs SEC (Specific Energy Consumption), sont :

* ✓ SEC en séchage : $1 < \text{SEC}_{\text{séchage}} < 1,4 \, \text{MWh}_{\text{th}}/\text{t eau évaporée})$,

* ✓ SEC en broyage : $150 < \text{SEC}_{\text{broyage}} < 350 \, \text{kWhe}/\text{t}$, avec coefficient d'équivalence (équivalence énergétique entre énergie électrique et énergie primaire) voisin de 3.

* Les refus de tri mécanique (DAE, D3E), ainsi que la fraction sèche des TMB, peuvent faire l'objet d'une étape de tri-préparation complémentaire en vue de la production de CSR,
homogénéisés et calibrés, permettant leur valorisation énergétique, par combustion, pyrolyse ou gazéification.

La consommation spécifique en énergie nécessaire à l'élaboration de CSR est, en général, inférieure à 50 kWh/e/t OM entrante, y compris le broyage final fin <25 mm.

## 8.3 Problèmes liés aux entrées d'air intempestives dans le réacteur

La pyrolyse devant impérativement être réalisée en milieu réducteur ($O_2$ < 2%), toute entrée d'air entraine des baisses de rendement de conversion du déchet en coke, par oxydation d'une fraction de la charge ($C + O_2 \rightarrow CO_2$).

Une entrée d'air contrôlée peut cependant être recherchée lorsque l'énergie nécessaire pour les réactions de pyrolyse est fournie par oxydation partielle de la charge.

En cas d'entrées d'air importantes, cette oxydation peut entrainer des départs de feu.

Les réacteurs de pyrolyse doivent, en général, être maintenus en légère dépression par un extracteur, disposé en aval, et ce, de façon à en extraire les vapeurs organiques formées.

Ces entrées d'air intempestives peuvent résulter de l'existence d'une porosité interstitielle $\varepsilon$ des déchets, généralement sous forme de solides divisés. En stockage, la porosité du packing, est : $\varepsilon \sim 0,4 - 0,6$.

La porosité interstitielle dépend du facteur de forme du déchet solide (sphères, tiges, ...), la valeur minimum ($\varepsilon \sim 0,4$) étant obtenue pour des sphères.

Cette porosité contient de l'air ($\sim 40-60\%$ en volume). Cet air est introduit, en même temps que la charge dans le pyrolyseur/gazéifieur, par le dispositif d'alimentation.

### Recommandations :

* ✓ Chasser l'air interstitiel, par un balayage du silo de stockage à l'azote ou au $CO_2$ (→ surcoûts opératoires)

* ✓ Augmenter la sphéricité par broyage/attrition préalable, type broyeur à boulets ou à barreaux (→ surcoûts opératoires)

* Du mode d'alimentation des déchets. Ceux-ci sont introduits dans le réacteur, en discontinu répétitif (sassées), ou bien, en continu (vis). Ces dispositifs sont souvent peu étanches, entrainant l'introduction d'air au niveau de l'alimentation du déchet.

### Recommandation :

Utiliser une alimentation à double sas (lock-hopper), ou bien des vis suffisamment longues, pour permettre de bénéficier d'un « presse-étoupe », par augmentation de la perte de charge.
* De l'existence de fuites du réacteur, en particulier aux joints de dilatation, aux raccords tournants (cas des pyrolyseurs rotatifs),

Dans le cas du procédé Eddith de Thide Environnement, des processus de dilatation intempestive du four de pyrolyse entrainaient des entrées d'air dans le réacteur de pyrolyse.

### Recommandation :

Utiliser des joints étanches (joints coulissants à presse-étoupe, compensateurs de dilation, bagues d'étanchéité, joints cassette, roto-joints,...).

* **Du mode d'évacuation des produits solides** de la réaction (cokes), pouvant entrainer des entrées d'air intempestives dans le réacteur, via sa sortie, elles-mêmes pouvant provoquer l'inflammation du coke chaud (~ 400°C) en sortie de pyrolyseur.

### Recommandation :

Nécessité de refroidir des solides en sortie de réacteur, par échangeur indirect coke/eau (vis refroidie, ...), ou par pulvérisation dosée d'eau, en excluant la trempe du coke en bain d'eau, du fait de leur forte capacité d'absorption (~3-4 fois) et des pertes associées du PCI du coke.

## 8.4 Problèmes liés à la fusibilité d'une fraction du déchet

Les déchets comportent souvent une fraction d'éléments plastiques thermofusibles (PSW).

Les thermofusibles sont des matières plastiques qui se ramollissent sous l'action de la chaleur, puis fondent.

La plupart des plastiques présents dans les déchets d'emballage sont des thermoplastiques : Polyéthylène (PE), Polyéthylène haute densité (PEHD), Polychlorure de vinyle (PVC), Polyéthylène téréphtalate (PET), Polypropylène (PP), Polystyrène (PS), Polyamide (PA).

Leurs températures de ramollissement sont :

$$PE: T_R = 130^{\circ}\text{C}, PP: T_R = 165^{\circ}\text{C}, PET: T_R = 245^{\circ}\text{C}, PS: T_R = 100^{\circ}\text{C}.$$

→ Lors de leur alimentation, ou au sein du réacteur de pyrolyse-gazéification, la fraction thermofusible des déchets se ramollit, provoquant le collage et l'agglomération des solides divisés. La fusion de la fraction fusible du déchet, de chaleur latente $L_f$ se produit rapidement, au bout d'un temps caractéristique, de :

$$\tau_f = \frac{\rho_p d^2 L_f}{12 \lambda_g (T_\infty - T_f)}$$

où d est le diamètre moyen du déchet de masse volumique $\rho_p$, $L_f$ est la chaleur latente de fusion du plastique, avec $T_f$, sa température de fusion et $\lambda_g$, la conductivité thermique de la phase gaz.

→ **Dans le cas particulier de l'utilisation de réacteurs à lit fixe tombant**, cette fusion entraine le ramollissement, le tassement et le collage des solides divisés dans le lit, faisant décroître la porosité interstitielle $\epsilon$ du lit fixe tombant, et provoquant :
* ✓ Le renardage de la phase gaz à co- ou à contre-courant, et donc une inhomogénéité de traitement des déchets, au sein du lit,

* ✓ L'augmentation de la perte de charge subie par la phase gaz au sein du lit

La perte de charge à la traversée d'un lit, dépend de sa porosité, de la taille moyenne d, des éléments constitutifs du lit, de la masse volumique ρ et de la viscosité dynamique μ du gaz traversant, ainsi que de sa vitesse en fût vide U, rapport du débit volumique du flux gazeux à la section droite du lit :

$$ \frac{\Delta P}{H} = 150 \frac{(1 - \varepsilon)^2 \mu U}{\varepsilon^3 d^3} + 1,75 \frac{(1 - \varepsilon) \rho U^2}{\varepsilon^3 d} $$

Par exemple, pour d = 1 cm et U = 1 m/s, on a :

<figure><img src="image_125.png" /><figcaption>Figure 103 : Variation de la perte de charge en fonction de la porosité du lit</figcaption></figure>

Ce processus de colmatage progressif de la porosité interstitielle peut aller jusqu'au bouchage du lit.

### Recommandation :

Minimiser la fraction fusible des déchets entrants. Utiliser des dispositifs de brassage mécanique interne de la charge, montés sur arbre rotatif. Limiter la section des réacteurs pour limiter les risques de renardage.

→ Dans le cas des réacteurs à lits fluidisés (LFD) :

Les processus de ramollissement de la charge entrante provoquent l'agglomération du média de fluidisation (sable), conduisant à des phénomènes de dé-fluidisation du lit.

Il peut aussi il y avoir des problèmes de collage des fines ramollies (présence d'alcalins dans la charge) et construction de concrétions dans certaines parties plus froides du réacteur (par exemple, à proximité de la sortie des gaz), conduisant à des bouchages ou à des décollements de blocs qui retombent dans le lit.

### Recommandation :
Une partie du gaz de fluidisation peut être injectée tangentiellement dans le lit dense, permettant une forte agitation mécanique du média de fluidisation, car création d'un écoulement interne additionnel swirlé.

## 8.5 Problèmes liés au mode de chauffage des réacteurs de pyrolyse

La pyrolyse étant une réaction endothermique, il est nécessaire d'apporter de l'énergie calorifique à la charge traitée. Le flux thermique transféré est donc directement lié au coefficient de transfert thermique global de cet échange.

Cet apport thermique à la charge divisée peut être réalisé par :

* Par transfert indirect entre une double-enveloppe disposée autour du réacteur, elle-même balayée par des fumées chaudes (postcombustion des incondensables de la pyrolyse des déchets).

<figure><img src="image_126.png" /><figcaption>Figure 104 : Chauffage par transfert indirect</figcaption></figure>

Dans ce cas, les coefficients d'échange paroi /solides divisés sont médiocres, en lit fixe tombant : ~ 40-50 W/m²°C, en four à vis rotative : 70-80 W/m²°C. Ceci est, en grande partie lié au fait que la conductivité thermique effective $λ_{eff}$ du déchet, sous forme de milieu granulaire (solides divisés) :

- décroît avec la porosité de l'empilement. Elle est, de plus, beaucoup plus faible, que celle du solide constituant le lit : $λ_{eff} \ll λ_s$, du fait de la présence de gaz, de faible conductivité thermique, dans sa porosité interstitielle :

$$ \frac{\lambda_{eff}}{\lambda_s} = \frac{1 + 2 \beta \phi + (2 \beta^3 - 0.1 \beta) \phi^2 + \phi^3 \times 0.05 \exp(4.5 \beta)}{(1 - \beta \phi)} \quad \beta = \frac{\lambda_s - \lambda_g}{\lambda_s + 2 \lambda_g} \quad \phi = 1 - \varepsilon $$

- dépend de la température du solide divisé, soit $λ_{eff} = λ_{eff}(T)$. En effet, la conductivité thermique effective diminue au cours du chauffage de la charge :

$$ \lambda_{eff}(T)/\lambda_{eff}(T0) \sim T^{-0.52} (20 < T < 800^{\circ}\text{C}). $$

Ainsi, un déchet chauffé à partir d'une paroi, verra la couche en contact avec la paroi, devenir rapidement isolant, gênant la pénétration de la chaleur plus avant.
→ Problèmes de chauffage par conduction dans l'étage de pyrolyse (degazing reactor) du procédé Thermo-Select :

<figure><img src="image_127.png" /><figcaption>Figure 105 : Mode de chauffage dans le réacteur Thermo-Select</figcaption></figure>

La charge entrante y est poussée mécaniquement dans une chambre cylindrique horizontale, chauffée extérieurement par double-enveloppe. La vitesse de chauffage de la charge est alors entièrement contrôlée par sa conductivité effective de la charge. Celle-ci étant faible, la pénétration de chaleur est lente et de forts gradients radiaux de température apparaissent, conduisant à une inhomogénéité du traitement thermique de pyrolyse de la charge entrante (incuits au centre, surcuits en périphérie).

→ Problèmes de chauffage du déchet par conduction et rayonnement dans le réacteur à sole tournant du procédé Citron (Oxy-Reducer) :

Le déchet à pyrolyser, est déposé en couche sur une sole tournant, et chauffé par conduction par la sole et par transfert radiatif par la voute.

Ce processus rendait difficile la conduite du four, empêchant, en particulier, l'augmentation du débit de traitement, l'épaisseur de la couche entrante, dans les conditions du dimensionnement de l'installation, ne pouvant pas dépasser ~ 10 cm.

### Recommandation :

Installer des dispositifs de retournement de la charge sur la sole tournante ou prendre correctement en compte la limitation en épaisseur lors du dimensionnement des équipements, afin de permettre le débit de traitement souhaité tout en maintenant le temps de séjour nécessaire.

→ Problèmes de chauffage par conduction dans l'étage de pyrolyse du procédé PyroVac :

✓ le procédé fonctionnant sous vide, la conductivité thermique effective du déchet est très faible,

✓ le solide divisé est disposé en couche, sur le plateau, lui-même chauffé par circulation interne de sels fondus, a une conductivité thermique effective qui décroit avec l'avancement des réactions.
<figure><img src="image_128.png" /><figcaption>**Figure 106 : Mode de chauffage dans le procédé PyroVac**</figcaption></figure>

Ainsi, compte-tenu des faibles conductivité thermique effective des déchets et de leur diminution avec l'augmentation de la température en cours de traitement, il est nécessaire d'utiliser des réacteurs à grande surface d'échange, ou bien, de réduire l'épaisseur de la couche de déchets dans le réacteur, entrainant une baisse de débit de coke produit.

## Recommandation :

Installer un dispositif de retournement de la couche en mouvement.

<figure><img src="image_129.png" /></figure>

Par contact direct :

* ✓ par balayage convectif de la charge par un gaz inerte (CO₂, N₂), préalablement chauffé,

* ✓ par des fumées neutres (O₂ < 2%), issus d'une chambre de postcombustion des gaz de pyrolyse (FGR). Dans ce cas, si la teneur en O₂ de gaz de balayage est supérieure à 2%, il peut en résulte des départs de feu dans le réacteur.

Le Procédé de pyrolyse de Thermya, qui mettait en œuvre pour son chauffage un recyclage des fumées de postcombustion des gaz de pyrolyse, entraînait fréquemment des élévations intempestives de la température interne du réacteur. En effet, la teneur en oxygène des gaz recyclés, étant, dans la pratique, souvent bien supérieure à 2%, entraînaient des processus d'oxydation pouvant conduire à des départs de feu.

Ces problèmes de départ de feu en bas de colonne ont entrainés des arrêts d'urgence, ont nécessité que l'ensemble des produits soit évacué et l'installation nettoyée de tous les goudrons déposés.

## Pathologies rencontrées dans le cas particulier des pyrolyses rapides

Une pyrolyse rapide ou « flash » appliquée, par exemple, à la dépolymérisation des PSW, doit permettre de minimiser la production de solides carbonés (coke), et de maximiser la production de gaz condensables, permettant ainsi d'aboutir, après condensation, à une production optimale d'un liquide combustible (filière plastic to fuel).

Les principales pathologies associées sont essentiellement liées aux processus de transfert thermique vers le solide divisé :
* Des vitesses de chauffage de la charge insuffisantes (< 200-300°C/s) et des coefficients de transfert médiocres (< 400-500 W/m²°C), ne permettant pas des réactions primaires rapides, conduisant à la production d'huiles avec des rendements inférieurs à 50-60% en masse, par formation de coke.

La vitesse de chauffe est le paramètre le plus difficile à maîtriser. Elle décrit fortement en fonction :

* de la granulométrie et de l'humidité de la charge en PSW → possibilité d'utiliser une phase fondue, en préparation de charge, avec injection dans le réacteur par pulvérisation. La fraction fusible de la charge peut, en effet, être préalablement fondue, permettant l'élimination de l'eau et des indésirables, puis pulvérisée en spray de fines gouttelettes fondues (200-400 µm), granulométrie difficilement accessible par broyage,

* de la faiblesse des coefficients de transfert thermique interne rencontrés, dans la plupart des pyrolyseurs commerciaux (~ 40-60 W/m²°C en réacteur batch, par ex.), Les mauvais coefficients de transfert thermique interne réacteur batch, utilisé, par exemple, par le procédé Agilyx de dépolymérisation thermique des déchets plastiques, fonctionnant par chauffage externe en double enveloppe, ont entrainé la production de fortes quantités de coke, en s'éloignant des conditions de pyrolyse rapide, et ce, au détriment de la production d'huile. Ceci a entrainé la faillite du procédé Agilyx dans sa première version.

* Un « quench » à froid insuffisamment rapide dans l'étape de condensation des vapeurs organiques. Ceci entraîne l'apparition de processus de repolymérisations secondaires, avec formation de goudrons. L'utilisation d'une condensation par pulvérisation d'eau à contact direct, est déconseillée, du fait de la possibilité de formation d'émulsion huile-eau, difficilement séparable ultérieurement.

**Recommandation :**

Favoriser au maximum la mise en œuvre de transferts convectifs internes, par utilisation de dispositifs de brassage mécanique (retournement, agitation, vibro-fluidisation, ...), ou bien utiliser des réacteurs à forts coefficients de transfert interne, tels que les LFD (~ 400-600 W/m²°C) ou LFC.

## 8.6 Dépôts/encrassement par condensation des goudrons contenus dans les gaz de pyrolyse/gazéification

Quand le déchet entrant est chauffé, en atmosphère réductrice, sa structure moléculaire est déconstruite, par rupture thermolytique des liaisons intermoléculaires internes, conduisant à la formation de fractions légères gazeuses, et de fractions plus lourdes, facilement condensables (en dessous de 350°C), désignées par goudrons primaires. Ces goudrons primaires peuvent poursuivre leurs réactions, par repolymérisation, par exemple, et conduire à la formation de goudrons secondaires.

Les processus de dépôt/encrassement des installations aval de pyrolyse/gazéification, résultent :

* de la condensation des goudrons sur les éléments froids (T < 350°C) de l'installation aval (conduits de sortie, cyclone, ...),
✓ du piégeage des envols particulaires dans les dépôts de goudrons dans les conduits de liaison réacteur/chambre de postcombustion des gaz de pyrolyse/gazéification.

Ces dépôts/encrassement provoquent un grand nombre de dysfonctionnements (bouchage des conduits, coulures goudronnées, ...).

### Recommandation :

→ Isolation thermique poussée des conduits en contact avec l'extérieur, voire traçage à chaud des canalisations pour éviter les points froids,

→ Chauffage des gaz de pyrolyse/gazéification, en sortie de réacteur, afin de réaliser le craquage thermique des goudrons

La réaction de craquage thermique suit une cinétique de premier ordre :

$$C_G(t) = C_{G0} \exp [-k t], \text{ avec : } k = A \exp \{-E/RT\} \text{ et :}$$

Avec : $f = C_G(\tau) / C_{A0}$,

E : énergie d'activation (J / mol);

T : température absolue (K);

R : constante molaire des gaz parfaits (= 8,314 J / mol.K);

A : pré-facteur exponentiel (s-1).

La DRE d'une espèce (Destruction Removal Efficiency), au bout d'un temps de séjour τ, est : DRE = 100 (1- f), en %.

Les coefficients cinétiques du craquage thermique interne des goudrons ont été déterminés par Morf P. (Ph.D. thesis. Swiss Federal Institute of Technology, Zurich; 2002). Ils valent:

$$A = 4 \times 10^4 s^{-1}, E = 76,6 \text{ kJmol}^{-1}$$

La DRE des goudrons atteint ~100% pour des températures supérieures à 1 000°C, quel que soit le temps de séjour utilisé.

Le craquage thermique du syngaz peut être réalisé en post-traitement, par :

✓ utilisation de torche à plasma. Cette solution a l'avantage de ne pas dégrader le PCI du syngaz. Cependant, consommant de l'électricité, elle renchérit, a priori, fortement le coût opératoire du procédé, avec, de plus, un coefficient d'équivalence en énergie primaire voisin de trois.

✓ introduction d'une faible quantité d'air dans le syngaz, ce qui permet, par oxydation partielle, d'atteindre les températures de craquage thermique des goudrons, mais ce, au détriment, de la concentration en CO-H₂ et donc, du PCI du syngaz, ainsi que du rendement net de gazéification.

→ Fonctionnement à haute température (> 1000°C), dans le cas des gazéifieurs seuls, afin d'y réaliser un craquage thermique in situ des goudrons formés. Ces hautes températures de fonctionnement peuvent être atteintes par une gazéification des déchets à l'air enrichi ou à l'oxygène (procédé JFE).
Des surcoûts liés à l'utilisation d'oxygène, ainsi qu'à la réfractorisation poussée de l'enceinte du réacteur sont cependant à prévoir.

→ L'abattage catalytique *in situ* des goudrons peut être mis en œuvre dans le cas de gazéifieurs LFD (dolomite, olivine, oxydes métalliques (Ni) supportés).

L'olivine est considérée comme étant le matériau le plus prometteur pour le craquage des goudrons en lit fluidisé (L. Devi, K.J. Ptasinski, F.J.J.G. Janssen, S.V.B. van Paasen, P.C.A. Bergman, J.H.A. Kiel, *Renewable Energy*, 30, 2005).

C'est une olivine dopée (contenant 3,7 % de NiO) qui est utilisée dans le procédé FICFB de Güssing (Pfeifer C, Rauch R, Hofbauer H., Ind. Eng. Chem. Res., 43, 1634, 2004) : la concentration en goudrons en sortie de réacteur (lit entraîné) est de 1,2 mg/ Nm³ pour une température de gazéification de 850°C et un ratio vapeur d'eau / biomasse de 0,6.

Cependant, dans le cas des déchets, ces catalyseurs peuvent rapidement s'empoisonner (S), imposant l'obligation de les régénérer (→ surcoûts),

→ Lavage des goudrons :

Il peut être réalisé à l'eau ou par des hydrocarbures.

Des laveurs à eau, de type Venturi, peuvent être utilisés pour abattre *ex situ* des goudrons contenus dans le gaz, en sortie de gazéifieur.

Des niveaux de goudrons, jusqu'à 20-40 mg/Nm³, et des niveaux de particules voisins de : 10 - 20 mg / Nm³ peuvent être réalisés avec un laveur à l'eau (Jansen JC, Jonsson K, Hagman La M., *Biological detoxification of tar-water*, Water Sci Technol., 46, p59, 2002).

De l'ordre de 60 à 70% des goudrons peuvent être nettoyés des gaz bruts en voie humide. Néanmoins, ces systèmes sont assez chers. En outre, ces procédés refroidissent le gaz, tandis que l'énergie contenue dans les goudrons est perdue. Enfin, ces systèmes génèrent beaucoup d'effluents aqueux contaminés, avec la nécessité d'un traitement avant rejet à l'environnement.

Concernant le lavage aux hydrocarbures, il s'agit d'un post-traitement, susceptible, après refroidissement du syngaz, d'absorber les goudrons, ceux-ci étant solubles dans les hydrocarbures (Procédé type Olga d'ECN, Bergman PCA, van Paasen SVB, Boerrigter H., *Pyrolysis and gasification of biomass and waste*. Edit. by Bridgwater AV. Newbury, UK, CPL Press, 347, 2003)

Un strict étagement des températures, après refroidissement du syngaz, permet de condenser successivement les goudrons, puis l'eau, contenus dans le syngaz. Le fonctionnement du procédé dépend donc de la température de sortie du syngaz, du point de rosée des goudrons et de l'eau, paramètres souvent difficilement contrôlables (composition de la charge, composition des goudrons, ...).

Ce type de procédé de lavage des goudrons a été mis en œuvre dans le procédé de gazéification développé par EBV/Eneria/CAT dans son unité de Moissanes. Cette technologie complexe de lavage à l'huile, bien que performante au laboratoire, s'est avérée problématique en extrapolation d'échelle, entrainant de nombreux problèmes de maintenance et de performance du procédé, qui ont conduit à l'arrêt de l'installation.

## 8.7 Problèmes à la teneur du déchet entrant en éléments alcalins (Na, K)
Les composés alcalins (Na, K) contenus dans le gaz de synthèse sont sous forme vapeur pour des températures supérieures à 800°C. Lors du refroidissement du gaz, ceux-ci se condensent sous formes d'aérosols très fins (< 5 µm), difficiles à piéger. Leur piégeage peut être réalisé à chaud, par des filtres céramiques, ou des lits de filtration contenant des adsorbants solides (charbon actif, bauxite activée).

La température des filtres à chaud doit être comprise entre 300 et 500°C. Au-dessus de 500°C, les alcalins traverseront le filtre, et, en dessous de 300°C, le filtre sera colmaté par des dépôts de chlorure d'ammonium $NH_4Cl$ (C. Higman and M. van der Burgt, "Gasification", Elsevier, 2003).

L'ajout de cyclones, en amont du filtre à chaud, permet de réduire la charge déposée sur le média de filtration.

De plus, de fortes teneurs en matières minérales, associées à la présence de composés alcalins (Na, K) dans le déchet, entrainent la diminution de la température de ramollissement/fusion des fractions minérales (formation d'eutectiques).

Ceci entraîne des processus de dépôts de cendres collantes dans les gazéifieurs HT, ainsi que l'apparition d'enrochage dans les installations utilisées en aval.

Ces dépôts minéraux fondus se solidifient sur les parois des tubes des chaudières et des surchauffeurs (1G), provoquant une perte de rendement des installations de récupération calorifique.

### Recommandations :

- Utiliser des gazéifieurs à une température de fonctionnement $T < 900°C$,

- Utiliser des gazéifieurs dotés d'un étage de vitrification. L'abaissement des températures de fusion facilitera d'autant l'écoulement du vitrifiat,

- Utiliser des filtres à chaud ($300°C < T < 500°C$),

- Certains matériaux, utilisés en ajout dans un réacteur HT, sont susceptibles de relever les températures de fusion des cendres, comme l'oxyde d'aluminium, l'oxyde de calcium, l'oxyde de magnésium, la dolomite ($CaCO_3.MgCO_3$) et le kaolin.

Par exemple, l'addition de 3% en masse de kaolin, permet de faire passer la température de déformation des cendres siliceuses en présence d'alcalins, de 770°C à 1280°C, évitant ainsi leur ramollissement.

## 8.8 Problèmes liés aux processus de corrosion en atmosphère réductrice

Les processus de corrosion, subis par les enceintes de pyrolyse et/ou de gazéification de déchets, sont essentiellement liés aux compositions des atmosphères rencontrées. Celles-ci, très réductrices, contiennent du CO, de l'H₂ et de la vapeur d'eau, en présence de gaz acides $H_2S$, HCl.

### Corrosion par CO :

- ✓ Attaque des oxydes métalliques : le CO en milieu réducteur peut provoquer une attaque des couches protectrices d'oxyde de fer, sur les parties métalliques de l'enceinte. Les réactions associées sont :

$$- 3 \text{Fe}_2\text{O}_3 + \text{CO} \rightarrow \text{CO}_2 + 2 \text{Fe}_3\text{O}_4$$

$$- \text{Fe}_3\text{O}_4 + \text{CO} \rightarrow \text{CO}_2 + \text{FeO}$$

$$- 3 \text{FeO} + 5 \text{CO} \rightarrow 4 \text{CO}_2 + \text{Fe}_3\text{C}$$
Ces réactions, lentes à basse température, deviennent rapides au-dessus de 400°C et conduisent à la fragilisation des surfaces.

✓ Processus de carburation : en présence de fortes teneurs en CO, les aciers subissent également un processus de carburation: $xM + 2 y CO \rightarrow M_xC_y + y CO_2$

Le carbure de métal ainsi libéré diffuse à l'intérieur de l'alliage, et peut précipiter aux joints de grains, fragilisant le métal.

<figure><img src="image_130.png" /></figure>

### Corrosion par $H_2$ :

✓ « *Hydrogen blistering* » :
Compte tenu du type d'atmosphère générée en gazéification, des processus de fragilisation par l'hydrogène sont présents. Ce phénomène provient de la capacité de l'hydrogène à diffuser dans les métaux.

Il affecte les alliages à caractéristiques mécaniques élevées et se traduit par la propagation rapide de fissures (comme la corrosion sous contrainte). L'hydrogène s'insère dans le matériau et diminue l'énergie de cohésion entre les atomes. L'endommagement causé est connu sous le nom de cloquage par hydrogène :

<figure><img src="image_131.png" /><figcaption>Figure 107 : Hydrogen blistering</figcaption></figure>

✓ Décarburation : De plus, dans le cas des aciers utilisés à haute température, l'hydrogène peut réagir avec les carbures de fer (formés par corrosion par CO) et former du méthane. Ce phénomène, connu sous le nom de décarburation, abaisse la résistance à la rupture de l'acier.

✓ Présence de $H_2S$ : elle favorise la pénétration de l'hydrogène, accélérant la dégradation des aciers.

## 8.9 Problèmes d'arrêt/démarrage des installations

Certains réacteurs de pyrolyse/gazéification présentent des difficultés d'inertie des réactions de conversion avec maintien de dégagements de gaz combustibles, lors de leurs phases d'arrêt (intempestif ou d'urgence).
Ceci est lié au type de réacteur utilisé, en particulier en ce qui concerne la rétention de la charge au sein du réacteur, elle-même liée à l'efficacité des coefficients de transfert thermique interne (forte rétention si coefficients de transfert faibles et inversement).

Par exemple, dans le cas des lits fixes tombant, ceux-ci présentent l'inconvénient d'avoir une forte rétention de la charge contenue dans le réacteur, associée à de longs temps de séjour internes (~ 50-200 mn).

Dans le procédé de pyrolyse de Thermya, le temps de séjour dans la colonne, de la charge à traiter, était compris entre 8 et 12 h ! Pour un débit entrant de 1,5 t/h de bois contaminé, à 15% d'humidité, la colonne était constituée d'un tube en acier de 10 mètres de haut et de 2,5 m de diamètre interne.

En cas d'arrêt d'urgence, ou de problèmes en exploitation (rupture mécanique, bouchage, ...), les processus de pyrolyse et de gazéification (elle-même évoluant vers une pyrolyse) se poursuivent pendant des durées significatives (~ 10-20 mn), après arrêt de l'alimentation. Cet état de fait impose le recours à un dispositif de torchère, destinée à éviter l'accumulation de gaz combustible dans l'installation.

De plus, quand ce syngaz est produit à partir de déchets, il peut arriver que les autorités règlementaires imposent la mise en place d'un dispositif d'abattage des fumées issues de la combustion en torchère. Ceci renchérit fortement le coût d'équipement de l'installation.

A l'opposé, les réacteurs LFD, par exemple, du fait de leurs forts coefficients de transfert thermique interne (~ 500-800 W/m²°C), ont des faibles rétentions de la charge à gazéifier. En cas d'arrêt d'urgence, les processus de gazéification s'arrêtent en moins d'une minute.

## 8.10 Problèmes liés à l'abattage du syngaz en milieu réducteur

Ces problèmes sont spécifiques des installations de gazéification 2G (deuxième génération) et sont liés à la nécessité, dans ce cas, de réaliser une épuration poussée du syngaz, avant son introduction dans un moteur à gaz ou une turbine à gaz, pour une production d'électricité, *via* un alternateur.

En effet, ces équipements (moteurs, TAG) nécessitent que le gaz combustible utilisé, respectant un cahier des charges contraignant sur les seuils de polluants à ne pas dépasser :

<table><caption>Tableau 11 : Cahier des charges pour un syngaz, en entrée moteur et TAG</caption><thead><tr><th>Application</th><th>Goudrons<br>mg/Nm³</th><th>Particules<br>mg/Nm³</th><th>Alcalins<br>mg/Nm³</th><th>Ammoniac<br>mg/Nm³</th><th>Chlorures<br>mg/Nm³</th><th>Sulfures<br>mg/Nm³</th></tr></thead><tbody><tr><td>Moteur</td><td>&lt; 50</td><td>&lt; 50</td><td>&lt; 1</td><td>&lt; 50</td><td>&lt; 10</td><td>&lt; 100</td></tr><tr><td>Turbine</td><td>&lt; 5</td><td>&lt; 30</td><td colspan="4">≈ ppmv</td></tr></tbody></table>

Les abattages nécessaires en gazéification de 2ᵉ génération concernent non seulement la présence de goudrons, en particulier les goudrons lourds, mais aussi des particules fines, de l'hydrogène sulfureux, de chlorures, de sulfure d'alcalins et d'ammoniac, potentiellement émis lors du processus de gazéification.
Cette épuration doit être effectuée en milieu réducteur, c'est-à-dire de façon non conventionnelle. En effet, si l'épuration de gaz est facilement réalisée en milieu oxydant (fumées d'incinération, fumées issues de la postcombustion 1G de syngaz), il n'en va pas de même quand le syngaz doit être épuré avant sa combustion en moteur interne.

Par exemple, le soufre contenu dans un déchet est converti en H₂S en sortie de gazéification. Après combustion oxydante (1G), celui-ci est oxydé en SO₂, facilement capturable, alors que dans les procédés 2G, il doit être abattu en milieu réducteur.

Les procédés d'abattage en milieu réducteur, bien que maîtrisés dans l'industrie chimique (par exemple, abattage de H₂S par le procédé Claus), sont complexes et difficiles de mises en œuvre dans le cas du traitement de déchets, compte-tenu de leur charge polluante.

Cela explique les nombreux échecs observés, en traitement de déchets, dans la mise en œuvre de procédés de gazéification de 2ᵉ génération (EBV-Eneria, PEG de Plasco, ...).

## 8.11 Problèmes liés à l'absence de débouchés commerciaux des produits formés

* **En pyrolyse, le produit-cible, le coke,** est, compte-tenu des basses températures de traitement, chargés des éventuels polluants initialement contenus dans le déchet (métaux lourds, soufre, chlore, ...), donc non-valorisable (en chaudière, par exemple). Le semi-coke produit est un combustible solide pollué et très cendreux.

Une des causes essentielles de l'échec du procédé Eddith (Thide Env.), de pyrolyse d'OM, a été l'impossibilité de trouver des débouchés au Carbor produit, en tant que combustible solide dérivé, utilisable en chauffe industrielle, ou bien en tant qu'agent réducteur en pyrométallurgie, par exemple. Ce refus de reprise du produit par des opérateurs extérieurs était largement lié au fait que le Carbor restait un déchet et que, de plus, il avait des caractéristiques très médiocres, à savoir un combustible cendreux, à forte teneur en chlore et en soufre, ainsi qu'en métaux lourds, les obligeant à obtenir une autorisation d'exploiter de type incinération et équiper à leur installation d'un traitement des fumées ad hoc.

Dans le cas de pyrolyse de pneus, le noir de carbone récupéré n'a souvent que peu de valeur commerciale (pollution par des goudrons, des métaux lourds), à moins de lui appliquer un post-traitement. Certains équipementiers semblent néanmoins avoir trouvé des marchés de niche qui permettent une valorisation économiquement intéressante des produits.

* **L'huile de pyrolyse** produite peut contenir, suivant le procédé, de fortes teneurs en « carbon-black », très fin (~0,7%). Elle doit donc être épurée par centrifugation pour pouvoir être utilisée en moteur thermique à huile.

En pyrolyse de pneus, la teneur en soufre des huiles produites, est de 0,69%, soit 4 fois la teneur acceptée pour le FOD.

Ces médiocres qualités, ont conduit à la fermeture de l'unité de pyrolyse des pneus, développée par Projet Energy (Italie).

* **Le gaz de synthèse** produit en gazéification est en général, un gaz pauvre. Dans certains usages, le faible PCI ne pose aucune difficulté, car celui-ci est compensé par la quantité pour obtenir l'énergie souhaitée. Dans d'autres applications, il peut être nécessaire que le PCI soit augmenté
par utilisation d'air enrichi en tant qu'agent de gazéification, par abaissement de sa teneur en azote. Cependant, il en résulte un surcoût de fonctionnement, lié soit à l'achat d'oxygène, soit à l'installation d'une unité de séparation de l'air (ASU). De plus, il est chargé en poussières et en goudrons condensables, rendant difficile son utilisation dans des installations de 2ᵉ génération, à moins d'une épuration poussée en milieu réducteur. Cette difficulté n'existe pas pour les procédés de 1ᵉ génération, le syngaz étant directement oxydé, l'abattage des polluants étant alors réalisable en milieu oxydant, à l'aide des mêmes procédés conventionnels d'abattage, que ceux utilisés en incinération et permettant de satisfaire les VLE européennes concernant les rejets atmosphériques.

Par ailleurs, en pyrolyse de pneus usagés, le syngaz contient de grandes quantités de soufre et d'azote. Ces teneurs élevées en azote, entrainent la formation de NOx en combustion du gaz en moteur thermique (NOx ~ 2500 mg/Nm³).

* Les résidus solides, une fois vitrifiés, restant considérés comme un déchet, ils sont donc difficilement valorisables en technique routière ou en génie civil.

# 9. PERSPECTIVES ET CONCLUSION

Cette revue des problèmes auxquels fait face le développement de procédés thermochimiques de valorisation énergétique des déchets, peut paraître décourageante, confirmant que l'innovation dans ce domaine est difficile au plan scientifique et technique.

La filière a sans doute fait preuve d'un excès de confiance en minimisant les difficultés de la transposition des technologies de gazéification, déjà largement maitrisées pour la valorisation énergétique du charbon minéral ou de la biomasse propre, vers leur application aux déchets.

Cependant, on a vu que, non seulement de nombreux procédés de ce type ont déjà démontré leur fiabilité dans le domaine des déchets, mais également, que les bénéfices à en attendre sont importants en termes de rendement de valorisation énergétique des déchets.

En particulier, les gazéifieurs permettent de traiter des déchets à forts PCI (PCI > 4-5 MWh/t), de type CSR. A contrario, en incinération les PCI concernés ne peuvent guère dépasser 3 MWh/t, sous peine de devoir utiliser des grilles refroidies, ces hauts PCI entrainant des phénomènes de dards thermiques, susceptibles d'endommager les grilles. C'est une des raisons pour laquelle, actuellement en France, la plupart des incinérateurs ne peuvent pas utiliser de CSR, en tant que charge entrante.

En termes de valorisation énergétique des déchets, on a vu qu'une installation de gazéification de 1ᵉ génération, permet la réduction du volume spécifique des fumées grâce à une combustion homogène du syngaz, à faibles excès d'air (e ~ 10-15%), permettant de passer de 6 500-7 500 Nm³/t, pour la combustion conventionnelle hétérogène à 3 500-4 500 Nm³/t. Il en résulte une important diminution des pertes thermiques à la cheminée et par là, une augmentation du rendement potentiel de valorisation énergétique ηp de l'installation, défini comme le rapport entre la puissance thermique récupérable, à la puissance PCI entrante.
<figure><img src="image_132.png" /><figcaption>Figure 108 : Rendement potentiel de valorisation énergétique</figcaption></figure>

En effet, pour un déchet donné (à PCI et à pouvoirs comburivore $V_A$ et fumigène $V_F$, donnés) et avec une température de rejet $T_f$ des fumées imposée par les températures de rosée, les pertes convectives augmentent quand l'excès d'air e augmente, entrainant la décroissance du rendement potentiel $\eta_P$ de valorisation énergétique :

$$ \eta_P = 1 - \rho_f C_{pf} \left( V_{FH}^0 + \frac{e}{100} V_A^0 \right) \frac{(T_f - T_0)}{PCI} $$

Ainsi, à l'inverse, le rendement $\eta_P$ croit quand l'excès d'air diminue. Une amélioration voisine de 30% du rendement énergétique potentiel de valorisation, peut être ainsi obtenue pour une unité de gazéification intégrée, par rapport à une unité conventionnelle d'incinération, à même puissance PCI entrante.

La réduction des volumes de fumées rejetées à l'atmosphère, permet également la réduction de la taille de l'installation, en particulier des équipements d'abattage des fumées, et par là, permet de réduire son emprise au sol.

Les conséquences en sont, une meilleur acceptabilité du public, ainsi qu'une réduction de son coût d'équipement (Purchase Equipment Cost, PEC).

Ainsi, une installation de gazéification de 1ère génération fonctionnant en cogénération avec traitement de fumées (gazéifieur + chaudière + GTA + TF), a-t-elle un PEC voisin de 0,8-0,9 M€ / MW<sub>PCI entrant</sub>, alors qu'une installation d'incinération de même puissance (~ 10-20 MW<sub>PCI</sub>) a un PEC voisin de 1,1-1,2 M€ / MW<sub>PCI entrant</sub>.

Par ailleurs, concernant la valorisation énergétique des déchets, la filière de gazéification de 2ème génération, avec épuration poussée en milieu réducteur du syngaz produit, offre des perspectives nouvelles, en particulier celles de pouvoir fournir :

### ➤ un gaz de synthèse propre (CO, $H_2$) :

Le syngaz, une fois épuré, est utilisable en tant que combustible gazeux, susceptible d'être utilisés en chauffe industrielle (fours de cuisson, fours verrier, ...),

### ➤ un gaz synthétique (SNG) :

Ce gaz synthétique équivaut à du gaz naturel ($CH_4$), après conversion du syngaz par méthanation. En effet, une fois le syngaz épuré en milieu réducteur, celui-ci peut être converti par méthanation en
bio-SNG (Synthetic Natural Gas)<fnref n="1" />, combustible gazeux assimilable à du méthane, suivant la réaction globalement exothermique :

$$ C \mathrm{H}_{1,5} \mathrm{O}_{0,65} + 0,3 \mathrm{H}_2\mathrm{O} \rightarrow 0,525 \mathrm{CH}_4 + 0,475 \mathrm{CO}_2; \text{avec: } \Delta H^0 = -10,1 \text{ kJ mol}^{-1} $$

Cette réaction est réalisée, dans la pratique, en quatre étapes : une gazéification du déchet (endothermique), une épuration poussée du gaz de synthèse produit, une méthanation catalytique du gaz de synthèse pré-épuré (CO + 3 H₂ → CH₄ + H₂O), suivies d'une séparation des gaz formés. Ces réactions sont effectuées autour de 320°C, sous pression de 25 bars, à l'aide d'un catalyseur constitué de NiO déposé sur alumine. L'eau formée est condensée et éliminée.

Ce gaz combustible propre (SNG) peut alors être réinjectés dans un réseau de gaz naturel ou bien encore être comprimé (GNV) ou liquéfié (GNL), pour être utilisé en transport, ou pour une valorisation énergétique distribuée et/ou différée.

## Une source de dihydrogène :

En effet, le syngaz produit, avec épuration poussée en milieu réducteur, permet également d'envisager une production d'hydrogène par mise en œuvre d'une conversion déplacée du CO par de la vapeur d'eau (Water Gas Shift Reaction). La réaction WGSR (Water Gas Shift Reaction), mise en jeu dans cette conversion déplacée, s'écrit :

$$ CO + H_2O \rightarrow CO_2 + H_2, \text{avec: } \Delta H^0 = -41 \text{ kJ mol}^{-1} $$

Comme cette réaction est exothermique, la conversion du CO décroît quand la température augmente. Il faut donc d'abord refroidir le gaz et conduire, ensuite, cette réaction dans un réacteur catalytique à deux étages séparés. Cette opération doit être réalisée dans deux réacteurs en série : un réacteur à haute température (HT), suivi d'un réacteur à basse température (LT).

La réaction de conversion déplacée est d'abord effectuée à une température de : 350 à 400°C avec un catalyseur à base d'oxyde de fer et de chrome (Fe₂O₃/Cr₂O₃). Dans ces conditions, on peut amener la teneur du mélange gazeux en monoxyde de carbone jusqu'à : [CO]= 3 à 4%.

La concentration résiduelle en monoxyde de carbone peut encore être abaissée, dans une deuxième étape, à 0,1%, en réduisant la température du mélange gazeux autour de : 190 à 260°C, et en utilisant un catalyseur supporté à base d'oxyde de cuivre et de zinc (Cu/ZnO/Al₂O₃).

Une voie alternative est de séparer en continu l'hydrogène produit par conversion déplacée, dans un dispositif de séparation membranaire, utilisant des membranes de diffusion au palladium, ou des céramiques microporeuses.

Après séparation de l'hydrogène produit, celui-ci peut être utilisé pour une valorisation énergétique (piles à combustibles, ...) ou une valorisation matière dans des procédés chimiques ou métrochimiques.

## La production de méthanol :

Le mélange CO/H₂ constituant le syngaz, une fois épuré peut également être utilisé en synthèse organique. Sa principale utilisation en synthèse est la production de méthanol, CH₃OH (MeOH). La réaction correspondante s'écrit :

$$ CO + 2 H_2 \rightarrow CH_3OH, \text{avec: } \Delta H^0 = -88 \text{ kJ/mole} $$

<footnote n="1">¹ Dénomination réservée au gaz issu de Biomasse</footnote>
Le rendement massique moyen de production de méthanol est voisin de 55%. Le méthanol est un solvant utilisé comme tel dans de nombreux domaines, tels que les peintures, l'industrie chimique, le textile. C'est un intermédiaire de synthèse chimique important.

Le méthanol est classiquement produit par reformage du gaz naturel et synthèse du mélange CO/H₂ produit. Il est également produit à partir de naphtas pétroliers, d'hydrocarbures liquides et de charbon.

Une application importante du méthanol (CH₃OH) de synthèse, pourrait être la production d'oléfines légères (éthylène et propylène), désignée par filière MTO (Méthanol to Olefins), suivie d'un craquage catalytique des oléfines (Olefin-Cracking Process, OCP), pour aboutir à des oléfines légères. Les oléfines légères produites pourraient ensuite être polymérisées en matériaux plastiques (polyéthylène et polypropylène).

Cette filière peut, en particulier, venir substituer l'éthylène d'origine pétrochimique, utilisé pour la production d'oxyde d'éthylène ou de polyéthylène.

Le méthanol produit peut également servir à produire du **formaldéhyde** (HCOH), ou formol, par exemple, par oxydation catalytique en phase vapeur du bio-méthanol. Le formol produit sert de point de départ à la synthèse de matériaux thermodurcissables, telles que les résines urée-formol, utilisées dans les panneaux de particules, ainsi que des colles à base d'urée-formol, ou mélamine-formol.

Enfin, on peut également faire réagir le méthanol produit avec un mélange gazeux de CO et H₂O, pour produire de l'**acétone** (C₃H₆O), solvant très utilisé dans l'industrie, car permettant de solubiliser de nombreuses espèces organiques et étant, de plus, miscible avec l'eau. C'est également un composé à la base de la fabrication de plastiques et de médicaments

## Vers la capture du CO₂ :

D'une manière générale, les installations de traitement thermique des déchets (Incinération/ Gazéification Intégrée), sont émettrices de grandes quantités de CO₂ dans leurs rejets atmosphériques. Le paquet « Energie-Climat » de la Communauté européenne impose désormais une réduction, à la source, de 20% au moins, des émissions atmosphériques de gaz à effet de serre.

Deux types de systèmes de capture du CO₂, avant rejet à l'atmosphère, sont actuellement envisagés pour des installations de production d'énergie :

- Les systèmes à capture du CO₂ par absorption en aval d'une combustion conventionnelle. Elle est difficile à mettre en œuvre, compte-tenu des faibles teneurs en CO₂ dans les fumées oxydantes de combustion,

- La capture sur fumées concentrées en CO₂, telles qu'issues d'installations de gazéifieur intégrés à fonctionnement modifié (oxy-gazéification intégrée), par remplacement de l'air par de l'oxygène ou de l'air enrichi, l'azote de l'air étant lui, remplacé par un recyclage des fumées, puisées en aval (O₂ / recyclage de fumées FGR) :
<figure><img src="image_133.png" /><figcaption>Figure 108 : Schéma de principe de la capture CO₂ en oxy-gazéification intégrée</figcaption></figure>

Le ballast azote de l'air est, dans ce cas, remplacé par des fumées neutres soutirées en aval (FGR, Flue Gas Recycling), après épuration des fumées. Le remplacement de l'azote de l'air par des fumées neutres recyclées, permet de conserver la plupart des paramètres de fonctionnement de l'installation, sans détarage de la chaudière.

Les fumées, après épuration, sont alors constituées majoritairement de CO₂ + H₂O. La condensation de la vapeur d'eau permet alors la séparation facilitée du CO₂, suivie de sa valorisation (gaz industriel, récupération assistée du pétrole, synthèse d'urée, de méthanol, minéralisation ex situ, biosynthèse d'huiles végétales, ...).

L'installation d'un ensemble O₂/FGR, sur une unité de gazéification Intégrée en place, a cependant un coût (installation d'une ligne d'extraction des fumées, d'un ventilateur et d'une Unité d'enrichissement de l'air). Ce coût est cependant moins élevé que celui d'une installation d'absorption du CO₂ (MEA).

Ces modifications peuvent toutefois être apportées dans un deuxième temps, par « revamping » d'une installation de gazéification existante, alors qu'elles sont totalement impossibles sur un incinérateur.

En conclusion, les filières de gazéification de 1ère et de 2e générations offrent de nombreuses perspectives d'amélioration de la valorisation énergétique des déchets, aussi bien en termes d'amélioration des rendements de conversion (chaleur/électricité) par rapport aux installations d'incinération conventionnelles, qu'en terme de mise à disposition de nouveaux vecteurs énergétiques (syngas, méthane, hydrogène, ...), avec possibilité de capture du CO₂ avant rejet à l'atmosphère. Cependant, il conviendra, à termes, de lever certains verrous, en particulier celui concernant l'abattage des syngaz en milieu réducteur.

Pour que ces filières puissent apporter leur contribution à l'atteinte de divers objectifs environnementaux comme la réduction du recours aux énergies fossiles, le développement des énergies renouvelables et la limitation de l'enfouissement des déchets, il est primordial que les Pouvoirs Publics maintiennent ou mettent en place les aides financières pour accompagner la résolution des difficultés de mise au point qui peuvent subsister, assurer le développement technologique et la viabilité des unités industrielles, notamment dans le contexte actuel de prix des énergies fossiles très bas.