MODELISATION D'UN B I O R É A ~ U R A PLATEAUX POUR LE TRAITEMENT DES EAUX USÉES

Mémoire présenté

à la Facuit6 des études supérieures de I'Université Laval

pour l'obtention du grade de maître ès sciences (M. Sc.)

D6partement de g6nie civil FACULTÉ DE SCIENCES ET DE GÉME

WNTVERXTÉ LAVAL

JUILLET 1998

8 Martin Côté, 1998

Acquisitions and Acquis'rtions et &btiographic SeMces services bibliographiques

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Résumé

Un modèle du bioréacteur à plateaux, basé sur le modèle cinétique de IlAWQ et sur un

modèle hydrodynamique simple développé par Lounes et al. (19!?3), a été 6labr6 afin

d'évaluer le traitement des eaux usées dans ce type d'équipement Par la suite, nous avons

effeçtué une série de simulations afin d'en déterminer les conditions optimales d'opération

et d'évaluer son intérêt par rapport aux procédés conventionnels de traitement des eaux

usées. Les résultats démontrent que la performance du bioréacteur est optimale pour une

concentration en oxygène dissous dans la liqueur mixte de 1 mg& et un temps de séjour de

3 heures; pour ces conditions, le bioréacteur à plateaux semble être avantageux par rapport

au procédé conventionnel pour le traitement d'effluents contenant LOO0 mg DCOL et plus.

Par contre, des travaux expérimentaux seront nécessaires afin d'évaluer le potentiel du

bioréacteur à plateaux pour le traitement d'effluents contenant 2000 mg DCOL et plus,

notamment en vue de définir le domaine d'opération pour ce type d'équipement

Paul Lessard

Bernard Grandjean

Avant-propos

Je tiens en premier lieu à exprimer ma gratitude envers MM. Paul Lessard et Bernard

Grandjean En plus de leur intérêt communicatif envers la recherche, leur compréhension

face à certaines situations particulières m'a d'un grand secours. Je me considère

privildgié d'avoir pu travailler sous leur direction.

Je suis égaiement reconnaissant envers Jules Thibadt et Mustapha Lounes, qui ont partagé

avec moi leurs connaissances du bioréacteur qui était I'objet de ma recherche, et qui ont

répondu avec une patience indéfectible à mes multiples questions.

Je souhaite aussi remercier le personnel du secrétariat de gdnie civil pou. leur soutien tout

au long de mes études de maiAtrise. J'adresse également mes salutations à mes confières du

département, Donald, Jean-Sebastien, Nicolas, Christian, en espérant que nos chemins se

croisent de nouveau.

Ma gratitude va également au fonds FCAR pour son soutien financier lors dune partie de

mes études.

Enfin, j'éprouve une reconnaissance toute spéciale envers mon Cpouse, Béatrice, dont le

soutien moral, l'encouragement et l'éternel sourire m'auront sans aucun doute été une source

de motivation indispensable.

Table des matières

RÉsUMÉ

AVANT-PROPOS

TABLE DES MATIÈRES

LISTE: DES TABLEAUX

LISTE DES FIGURES

LIS: DES SYMBOLES

LISTE DES ABRÉVIATIONS

CHAPITRE 1 INTRODUCTrON

CHAPITRE 2 REVLTE DE LITTÉRATURE

2.1 Optimisation du transfert d'oxygène

2.2 Bioréacteur à plateaux à mouvement alternatif

2.2.1 Hydrodynamique

2.2.2 Cinetique

2.2.3 Transfert de matière

2.2.4 Puissance dissipée

2.3 Objectifs du projet

- * I l

... Ill

iv

vii

viii

ix

xii

3.1 Schéma du procédé

3.2 Structure du modèle

3.2.1 Hypothèses

3.2.2 Structure du code de calcul

3.3 Étude de sensibilité

3 -4 Calibration du modèle

3.4.1 Résultats expérimentaux &sés pour la dibration

3 -4.2 Calibration des paramètres du modèle

3.5 Évaluation du potentiel du bioréacteur à plateaux

3 S. 1 Optimisation des conditions d'opération

3.5.2 Comparaison du bioréacteur a plateaux

aux boues activbes conventionnelles

CHAPITRE 4 RÉSULTATS ET DISCUSSION

4.1 Analyse de sensibilité

4.2 Calibration des paramètres

4.3 Optimisation des conditions d'opération

4.3.1 Optimisation de la concentration en oxygène dissous

4.3 -2 Optimisation de la puissance dissipée totale

4.3.3 Optimisation du temps de résidence

4.3 -4 Dispersion axiale

4.4 Comparaison du bioréacteur à plateaux

aux boues activées conventionnelles

C U I = 5 CONCLUSION

ANNEXES

Annexe A: Structure du modèle

Annexe B: Traitement des données expérimentales

Annexe C: Résuitats de simulation du bioréacteur B plateaux

Annexe D: R6sultats de simulation du procede conventionnel

Liste des tableaux

Tableau 2.1 :

Tableau 4.1 :

Tableau 4.2:

Tableau 4.3 :

Tableau B. I :

Tableau C. 1 :

Tableau C.2:

Matrice du modèle de IfIAWQ

Valeurs des coefficients de sensibilité

Paramètres de différents auteurs, paramètres utilisés et leur source

Résultats de calibration du modèle

Configuration et conditions d'opération des bioréacteurs

de Brauer et Sucker (1 979) et de Lounes et al. (1 993)

Résultats de l'analyse de sensibilité, Variation des paramktres

de +IO%

Simulation du bioréacteur a plateaux pour différentes

concentrations d'oxygéne dissous

Tableau (2.3: Simulation du bioréacteur à plateaux pour diff6rents

temps de séjour

Tableau C.4: Simulation du bioréacteur à plateaux pour différentes

charges organiques

Tableau D. 1 : Simulation du procédé de boues activées conventionnel

pour différents charges organiques

Liste des figures

F i 1.1 : Type de traitement en fonction de la charge et du débit

(tiré de Malina et Pohland, 1992)

Figure 2.1 : Aération par jet

Figure 2.2: Aération par brosse (tiré de CTGREF et al., 1980)

Figure 2.3: Proccdé "deep SM"

Figure 2.4: ProcMé Unox (tiré de Gray, 1990)

Figure 2.5: Procédé Vitox

Figure 2.6: Colonne à plateaux a mouvement alternatif

Figure 2.7: Modèle hydrodynamique du bioréacteur à plateaux

Figure 3.1 : Schéma du procédé

Figure 4.1 : Performance du bioréacteur à plateaux en fonction de

la concentration en oxygéne dissous dans la liqueur mixte

Figure 4.2: Puissance dissipée en fonction de la vitesse superficielle de l'ah

et de la puissance d'agitation, pour un &a de 14 da'

Figure 4.3: Performance du bioréacteur à plateaux en fonction du

temps de séjour

Figure 4.4: Profil de concentration dans le bioréacteur

Figure 4.5: Performance du bioréacteur A plateaux (BPMA) et du procédé

conventionnel de boues activees (BA) en fonction de la DCO

de I'afnuent

Figure A. 1 : Structure du code de calcul

Liste des symboles

DCO,

Aire intediaciale par unité de volume (m-')

Paramètre du modèle

Constante cinetique de déclin pour la biomasse autotrophe (s-')

Constante cinétique de déclin pour la biomasse hétérotrophe (d)

Variable d'état

Concentration en oxygène dissous (g~rn-~)

Concentration de saturation en oxygène dissous (g*m-3)

Demande chimique en oxygéne de I'atnuent (g-m-))

Demande chimique en oxygéne de I'enluent (g~rn-~)

Distance entre les plateaux (m)

Course du piston (m)

Fréquence d'agitation (s-')

Fraction de conversion des matières particulaires (g MVeS/g DCO)

Fraction de produits particulaires (-)

Constante de gravitation (m s3 Hauteur de la colonne (rn)

Fraction d'azote dans la biomasse(-)

Fraction d'azote dans les produits (-)

Coefficient des systèmes d'aération (2 ma)

Constante cinétique de I'arnmonification (s-')

Constante cinétique de l'hydrolyse (s*')

Coefficient de transfert d'oxygène (ms-')

Coefficient volumétrique de transfert d'oxyg&ne (s")

Facteur de demi-saturation de l'azote ammoniacai (g~rn-~)

Facteur de demi-saturation des nitrates (g-m-3)

Facteur de demi-saturation de i'oxygène pour la biomasse autotrophe

(g-m-?

Facteur de demi-saturation de Poxygène pour la biomasse

hétérotrophe (g=nf3)

Facteur de demi-saturation du substrat (g-m-3)

Facteur de demi-saturation de la matière organique particulaire

(g-m')

Nombre d'incréments du modèle hydrodynamique (-)

Flux d'oxygène (g-rn-'s-')

Flux de solides (g-s-')

Puissance dissipée totale (W)

Puissance dissipée par l'aération (W)

Puissance dissipée par l'agitation (W)

Débit (m3-s")

Débit d'affluent (m3-s-')

Débit d'effluent (m3d)

Débit d'alimentation (m3-s-')

Débit d'air (m3d)

Débit de recyclage (m3*s-')

Débit de soutirage de boues (m3-s")

Débit de purge de boues (m3d)

Composé soluble (g-mS3)

Composé soluble dans I'anluent ( g d )

Coefficient de sensibilité de la variable d'état C par rapport au

paramètre 3 (-)

Composa soluble dans l'etnuent (g-rn-))

Composé soluble dans l'aiimentation (grnm3)

Substrat soluble, inerte (g-m'))

Azote organique soluble (g-ni3)

Azote ammoniacal (g~rn-~)

Nitrate (g-m")

Oxygène dissous (g-m-3)

Substrat soluble, biodégradable (g~rn-~)

Composé soluble dans les boues (g=m-3)

Température (OC)

Temps (s)

Temps maximal de calcul ou d'itérations (s)

Vitesse superficielle de l'air (m-s-')

Vitesse superficielle de l'eau usée (m-s")

Volume du bioréacteur (m3)

Compose particulaire (g~rn-~)

Fraction de biomasse autotrophe (-)

Composé particulaire dans l'affluent (g-m-3)

Biomasse autotrophe (g -m-l)

Biomasse hétérotrophe (g*nf3)

Biomasse hétérotrophe dans la liqueur mixte (g-m")

Composé particulaire dans l'effluent (gmf3)

Composé particdaire dans l'alimentation (g~rn-~)

Fraction de biomasse hét6rotrophe (0 )

Substrat particulaire, inerte (g -rn'-')

Azote organique particulaire (g-m;')

Fraction de l'azote organique présent sous forme soluble (-)

Fraction de l'azote organique présent sous forme particulaire (-)

Composé particulaire dans les boues (g-m")

Substrat particulaire, biod6gradable (g~n*~ )

Fraction du substrat présent sous forme soluble et inerte (-)

Lettres grecques

Fraction du substrat présent sous forme soluble et biodégradable (-)

Composé particulaire dans la purge de boues (g-nf3)

Fraction du substrat présent sous forme particulaire et inerte (-)

Fraction du substrat présent sous forme particulaire et biodégradable

(9 Coefficient de génération de la biomasse hétérotrophe (-)

Coefficient de génération de la biomasse autotrophe (-)

Taux de recyclage (-)

Incrément de déplacement de l'ensemble de plateaux (m)

Incrément de temps (s)

Efficacité du décanteur (-)

Rétention gazeuse (-)

Facteur de correction pour la croissance anoxique de la biomasse

hétdrotrophe (-)

Facteur de correction pour l'hydrolyse en conditions anoxiques ( 0 )

Taux de croissance maximum de la biomasse autotrophe (5')

Taux de croissance m e u m de la biomasse hétérotrophe (s")

Taux de croissance à la température T (s-')

Taux de croissance à 20°C (se')

Masse volumique du Liquide (kg m.')

Masse volumique du gaz (kg nf3)

Temps de séjour (s)

Facteur de proportionnalité de la température (-)

Âge des boues (s)

Liste des abréviations

BA

COT

DBO

DCO

MWQ

MVeS

OUR

Procédé de boues activées conventionnel

Carbone organique total (gai3)

Demande biochimique en oxygène (g-m-)

Demande chimique en oxygène ( ~ r n ' ~ )

International Association for Water Quaiity

Matières volatiles en suspension (g*rne3)

Oxygen Uptake Rate (g 0,-mJ-d-')

Chapitre 1

Introduction

La prise de conscience des effets de l'activité humaine sur l'environnement, depuis

quelques décennies, a résulté en la mise au point de technologies de plus en plus

sophistiquées pour traiter les différents efnuents, afin d'en diminuer la teneur en

contaminants avant leur rejet au milieu récepteur. Au Québec, le milieu aquatique a

longtemps subi les inconvénients de l'intense activité industrielle disséminée sur le

temtoire; par contre, depuis l'adoption de la Loi sur la Qualité de l'Environnement en 1979,

plusieurs règlements ont été adoptés afin d'établir des critères de qualité pour les effluents

industriels rejetés aux cours d'eau de la province, et des programmes ont été mis sur pied

afin d'inciter les industries et les municipalités a se doter d'6quipements de traitement des

eaux usées.

La poilution aquatique est souvent de nature organique; les procédés biologiques

sont alors indiqués pour le traitement de ces eaux usees. Ces procédés utilisent des micro-

organismes qui ont besoin de la matière organique contenue dans l'eau pour maintenir leur

métabolisme. La conception d'un procédé de traitement consiste a créer un environnement

où les conditions sont optimales pour la croissance des micro-organismes appropriés, en

fonction du type de substrat que l'on veut éliminer et des caractéristiques de l'effluent à

traiter,

Plusieurs procédés utilisent des rnicroorgaaismes aérobies pour I'cxydation

biologique des composés organiques. Le métabolisme de ces micro-organismes repose sur

la présence d'oxygène comme accepteur d'électrons, afin de permettre les réactions

biochimiques d'oxydation. 11 est donc nécessaire de fournir de l'oxygène à ces micro-

organismes; cependant, cet oxygène doit d'abord être dissous dans Peau pour pouvoir

diffiiser à travers la membrane cellulaire.

Étant donné la faible solubilit6 de l'oxygène dans l'eau, la capacité des procédés

aérobies de traitement des eaux usées est généralement limitée par la disponibilité de

l'oxygène (Perry et al., 1984). De plus, cette faible solubilité fait que la dépense en énergie

nécessaire pour dissoudre la quantité nécessaire d'oxygène dans l'eau est significative; les

coûts en énergie associ6s à l'aération sont d'ailleurs parmi les plus élevés des coûts

d'opération d'une station d'épuration. Enfin, ~ertains problèmes d'opération sont associés à

une carence en oxygène: géndration d'odeurs nauséabondes dues à la présence de micro-

organismes ana.érobies, croissance de bactéries filamenteuses causant une mauvaise

décantation des boues biologiques et une perte de matières en suspension à l'effluent.

II est possible d'utiiiser des procédés anaérobies, reposant sur la fermentation en

absence d'oxygène, afin d'éviter ce problème. Cette option est souvent favorisée dans le cas

des effluents hautement chargés (Tchobanoglous, 199 1); la figure 1.1 illustre les conditions

de débit et de charge organique pour lesquelles un traitement anaérobie est généralement

utilisé en amont d'un traitement aerobie. Ces conditions correspondent a de fortes

concentrations de substrat (supérieures a 2500 mg DBO5) combinées à des débits

importants, entraînant des quantités de matière organique à traiter de I'ordre de 25000 à

50000 kg DBO/d. Cependant, le mdtabolisme des micro-organismes anaérobies est plus lent

que celui des micro-organismes aérobies; les temps de rétention doivent donc être plus

longs, ce qui f ~ t que les équipements de traitement sont plus volumineux, donc plus

coûteux. De plus, I'efficacité de ces procédés en ce qui concerne Ited&vement de la matière

organique est généralement inférieure à celie des procédés aérobies, de sorte qu'une seconde

étape de traitement, dit traitement de polissage, est souvent requise afin de rencontrer les

normes.

Figure 1.1 : Type de traitement en fonction de la concentration et du débit (tiré de Malina et Po hland, 1 992)

11 y a donc un intérêt à améliorer les capacités d'aération des équipements de

traitement aérobie des eaux usées. Cependant, étant donné les wGts élevés associés B

l'aération, ces procédés ne sont justifiés que si I'efficacité des systèmes d'aération permet

une oxygénation adéquate de la liqueur mixte pour un coût raisonnable. En effet, pour

concmencer les procédés anaérobies, un procédé aérobie devra donc être conçu de sorte

que les bénéfices reliés à son utilisation, telle une meilleure efficacité de traitement ou des

équipements plus petits, en surpassent les désavantages, notamment le coût d'énergie dû à

l'akation et une production de boues plus importante.

Parmi les différents types d'équipements industriels présentant des caractéristiques

appropriées au traitement des eaux ustes, le bioréacteur à plateaux à mouvement altematif

(BPMA) semble attrayant, entre autres en regard du taux élev6 de transfert d'oxygène

pouvant être obtenu. Ce travail vise donc a evaluer, B l'aide d'un modèle mathématique, le

potentiel de ce bioréacteur pour traiter les eaux usées. Nous résumerons en premier lieu

certains travaux de recherche ayant un lien avec ce sujet, notamment sur les équipements

industriels de transfert d'oxygène dans le domaine du traitement des eaux usées, la

modéiisation des procédés de traitement des eaux usées et l'utilisation du bioréacteur à

plateaux pour le traitement d'eaux usées à l'échelle expérimentale. Pa . la suite, nous

présenterons la méthodologie que nous avons adoptée pour modéliser ce bioréacteur et en

évaluer Le potentiel. Les résultats obtenus seront ensuite présentés et discutés. Nous

terminerons en exposant les principales conclusions qui peuvent être tirées de ces résultats.

Chapitre 2

Revue de littérature

La problématique du transfert d'oxygène dans le domaine du traitement des eaux

usées a mobilisé les efforts de plusieurs équipes de chercheurs. Comme nous l'avons discuté

au chapitre précédent, cette situation s'explique par les coûts en énergie élevés des

équipements d'aération, ainsi que par les problèmes d'opération associés au manque

d'oxygène dans les bassins de traitement. Dans ce chapitre, nous allons premièrement

résumer les principales avancées technologiques réalisées dans ce domaine. Par la suite,

nous examinerons le bioréacteur à plateaux en fonction de son application au traitement des

eaux usées, notamment en ce qui concerne la modélisation de cet équipement

2.1 Optimisation du transfert d'oxygène

Étant donné les limites rencontrées pour le transfert d'oxygène en phase aqueuse,

plusieurs technologies ont été développées a f i n d'améliorer les capacités de transfert. La

capacité de transfert d'un Cquipement s'évalue en termes de flux d'oxygène transféré du gaz

vers le liquide. Ce flux, No, (en g.m-2s-'), s'exprime selon i'équation suivante:

On constate que le flux d'oxygène est fonction de quatre paramètres:

K, (en md), le coefficient de transfert d'oxygène: c'est une propriété reliée à la

d ih iv i té de l'oxygène dans un milieu donné, à son coefficient de partage et à la

turbulence du milieu;

a (en m-'), l'aire interfaciaie entre le gaz et le liquide par unité de volume: cette propriété

est propre à un système particulier, et détermine la surface disponible pour le transfert

d'oxygène;

C s , (en g-rne3), la concentration de saturation en oxygène de la phase aqueuse: cette

propriété est fonction des caractéristiques des phases gazeuse et liquide, de la

température et de la pression;

C , (en g-m*3), la concentration en oxygène de la phase aqueuse: c'est la variable que

I'on veut influencer-

Étant dome que Cm est la variable dépendante, on ne pourra agir directement sur

celle-ci pour optimiser le taux de transfert. D'autre part, K, ne pourra être optimise qu'en

modinant le degré de turbulence car la diaisivité et le coefficient de partage sont des

propriétés intrinsèques. Les paramètres a et C,, peuvent également être optimisés afin de

maximiser le taux de transfert.

Lorsque la turbulence augmente, ltépaisseur de la couche limite où on observe un

gradient de concentration d'oxygène dans la phase aqueuse diminue, ce qui permet

d'augmenter la quantité d'oxygène transféré. Dans les procédés de traitement industriels, la

turbulence est fonction du débit d'air injecté dans le bassin, ainsi que de l'agitation créée par

des dispositifs mécaniques dans ce& cas; on considère que cette turbulence est

suffisante lorsqu'elle permet d'obtenir un taux de transfert d'oxygène suffisant pour

maintenir une valeur cible de concentration d'oxygène dans le bassin, généralement 2 m f l

(Tchobanoglous, 1991). Les aérateurs mécaniques de surface permettent une bonne

turbulence, leur mode de fonctiomement reposant principalement sur le brassage de la

Liqueur mixte afin de La mettre en contact avec l'air ambiant (Tchobanoglous, 1991). 11 est

également possible d'utiliser un jet d'eau dirige sur la surface de la Liqueur mixte: la

pression du jet crée une certaine turbulence et entraîne des bulles d'air dans le liquide, ce

qui permet le transfert de matière (Moppett ei al., 1995). Cet équipement, nommé ''jet

sparger" , est illustré a la figure 2.1.

Figure 2.1 : Aération par jet

Un autre type d'aérateur reposant uniquement sur la génération de turbulence a la

surface des bassins est le système de brosses représenté à la figure 2.2. Cet équipement est

constitué d'un axe portant des pales partiellement immergées, tournant a une vitesse de 60 à

90 tours par minute. Toutefois, des zones anaérobies se forment parfois au fond des bassins

lorsqu'on utilise uniquement des systèmes mécaniques, étant donne que I'aération s'effectue

surtout en surface; leur efficacité est donc moyenne pour Poxyg6~tion d'eaux usies

contenant de fortes concentrations de matière organique.

D'autre part, on déduit aisément de l'équation (2.1) que l'augmentation de I'aire

interfaciale par unité de volume, a, permet d'augmenter le taux de transfert d'oxygène.

Puisque L'oxygène gazeux est généralement présent sous formes de bulles d'air, la

diminution du diamètre moyen de ces bulles permet d'augmenter la valeur de a C'est

pourquoi les diffuseurs à fines bulles présentent une bonne capacité d'aération, par rapport

aux diffuseurs conventionnels à grosses bulles. Les diffiiseurs à fines bulles sont constitués

de matériaux présentant des pores de faible diamètre, comme la c&ramique, L'acier poreux

ou une membrane de plastique, qui laissent s'échapper l'air. Toutefois, ils sont sujets à des

Figure 2.2: Aération par brosse (tiré de CTGREF et al., 1 980)

problèmes de colmatage, et nécessitent une pression d'air relativement élevée. De plus, on

ne peut pas réduire indéfiniment la taille des bulles: à partir d'un certain diamètre de pores

du diffuseur, la taille des bulles ne diminue plus si on continue à diminuer le diamètre des

pores, et l'efficacité d'aération n'est conséquemment pas améliorée (Ashley et al., 1991).

De plus, il a été déterminé que le transfert d'oxygène diminue lorsque le diamètre moyen

des bulles est infërieur à 2 mm (Minett, 1995). L'efficacité actuelle des digusetus à fines

bulles ne devrait donc pas subir d'amélioration notable, si ce n'est que par une conception

ou un entretien permettant un colmatage moindre de ItQuipement.

Enfin, l'augmentation de la concentration de saturation en oxygène de la phase

aqueuse, Cs,, permet d'augmenter le diff6rentiei de concentration entre les deux phases, ce

qui résulte en une augmentation du taux de transfert. La concentration de saturation

augmente si l'on augmente la pression partielle de l'oxygène dans la phase gazeuse qui est

en contact avec le liquide, ou si l'on diminue la température. Puisque la diminution de la

température a également un effet négatif sur les taux de croissance de la biomasse, il est

plus intéressant de trouver des moyens d'augmenter la pression partielie d'oqgthe. Nous

pouvons citer comme exemple les procédés de type "deep shaft", qui consistent à créer une

forte pression hydrostatique en utilisant un puits d'une profondeur de 120 à 150 m

(Tchobanoglous, 199 1) pour I'aération de la liqueur mixte. La hauteur de la colonne d'eau

fait en sorte que la pression au fond du puits est sunisamment élevée pour permettre des

vaieurs de Cs, de I'ordre de 130 mg/L (à 20°C), alors que la concentration de saturation à

pression atmosphérique est de 9.2 mg/L. Ces procédés peuvent fonctionner à des

concentrations de biomasse dans la liqueur mixte jusqu'à 6000 mg& et permettent un

enlèvement de 90% de la matière organique pou. un temps de rétention hydraulique

relativement court, soit de I'ordre de 1.5 h (Gray, 1990). Des effluents relativement chargés

(environ 1000 mg DBO/L) peuvent être ainsi tiraités avec une efficacité supérieure à 85%.

De plus, par sa nature même, ce procédé ne nécessite que peu d'espace, et ses besoins en

énergie sont bas, soit environ 0.85 kWh/kg DBO (1200 Jlg DCO). Par contre, la

construction d'une telle instailation nécessite un type de sol particulier, et les travaux

d'excavation à effectuer sont complexes et coûteux. De plus, la formation de fines bulles

lors de la dépressurisation de la liqueur mixte entraîne la génération de mousse, et

l'éventuelle accumulation de solides au bas du bassin est diacile à nettoyer. Il semble

6gaIement que le procédé "deep shaft" ne soit pas adapté à la nitrification des eaux usées

(Gray, 1990). La figure 2.3 illustre ce type de procédé.

Également, l'augmentation de la concentration de l'oxygène dans la phase gazeuse

en contact avec l'eau signifie une augmentation de sa pression partielle, donc de sa

solubilité dans l'eau. Certains procédés utilisent donc de l'oxygène pur pour l'aération de la

liqueur mixte; les concentrations d'oxygène dans la liqueur mixte se sihient entre 6 et 10 mg

OJL pour ces procédés. Plusieurs avantages sont associés à ce type de technologie,

notamment une meilleure efficacité de traitement, un temps de rétention hydraulique

infdrieur, une production de boues moindre, et d'excellentes caractéristiques de décantation

des boues (Gray, 1990). Un exemple de procédé utilisant l'oxygène pur est le procédé

Unox, qui comprend un bassin fermé ou i'aeraton est effectuée par des aérateurs

Eau Décantation

Air - Boues

Figure 2.3: Procédé "Deep sh&"

m6caniques sous une atmosphère riche en oxyg6ne. L'apport accru en oxygène permet

d'atteindre des concentrations de biomasse de l'ordre de 5000-6000 mglL et des charges

organiques par unité de volume atteignant 4 kg D B O / ~ ' - ~ (Gray, 1990), alors que les

procédés conventiome~s n'opèrent généralement pas au-dessus de 2 kg DBO/ m3-d

(Tchobanoglous, 1990). Un schéma du procédé Unox est présente à la figure 2.4.

Pressure Woshl

4 Surplus

Figure 2.4: Procédé Unox (tiré de Gray, 1990)

Un autre procédé commercial de traitement des eaux usées utilisant i'oxygène pur

est le procédé Vitox, schématisé à la figure 2.5. Ce procédé, qui consiste à saturer une partie

de l'eau usée ou de la liqueur mixte a l'aide d'une injection d'oxygène avant son introduction

cians le réacteur, a été conçu initialement pour réoxygéner des cours d ' a m manquant

d'oxygène. Il a par la suite été adapté pour augmenter la capacité de bassins existants dont

la charge a augmenté depuis la conception, et qui sont maintenant surchargés; ce système

convient également aux unités devant absorber des variations saisonnières importantes,

puisqu'il peut aisthent ê e mis hors-service lorsquril n'est pas nécessaire.

Bassin d'aération

Figure 2.5: Procédé Vitox

Toutefois, les procédés utilisant l'oxygène pur sont particulièrement onéreux, tant au

point de vue du coût en capital nécessaire à leur construction que du point de vue des coûts

énergétiques, qui constituent une partie importante des coûts d'opération. De plus, les

aspects sécuritaires de ces installations sont a considérer, surtout dans le cas des bassins

fermés; les eaux usées contenant parfois des substances combustibles, la présence de

concentrations élevées d'oxygène gazeux peut causer des risques d'incendie qui doivent être

évalués avec précaution. Les matériaux choisis doivent également être compatibles avec

l'oxygène gazeux.

2.2 Bioréacteur à plateaux à mouvement alternatif

La colonne à plateaux a mouvement alternatif est un équipement de transfert de

matière comportant un ensemble de plateaux perforés, placé à l'intérieur d'une colonne, et

auquel est imprim6 un mouvement alternatif dans le sens de la longueur de la colonne, tel

que schdmatisé à la figure 2.6. Depuis son développement par Karr (1959) pour l'extraction

liquide-liquide, cet équipement a été utilisée dans de nombreuses applications pour

l'agitation ou le transfert de matière entre deux phases, notamment en industrie

phannaceutique ainsi que pour l'extraction de métaux en hydrométallurgie. Plus

récemment, ce type d'appareil a été utiiisé comme bioréacteur pour favoriser le contact gaz-

liquide Lors de fermentations (Lounes, 1994). Ces travaux ont démontré une excellente

capacité de transfert d'oxygène en phase aqueuse, ainsi qu'un coefficient de dispersion

axiale élevé (Lounes et Thibauit, 1994).

Figure 2.6: Colonne a plateaux à mouvement alternatif

Étant domé leurs caractéristiques, les colonnes a plateaux à mouvement alternatif

présentent un potentiel certain pour le traitement biologique des eaux usées. Le traitement

en laboratoire d'eaux usées synthétiques et industrielles par boues activées, en utilisant ce

type de bioréacteur, a d'ailleurs 6té évalué (Brauer et Sucker, 1979; Brauer, 1985; Brauer et

Hehi-Omar, 1988). Lon d'une première série d'expériences (Brauer et Sucker, 1979), les

auteurs ont évalué un montage de boues activées utilisant le bioréacteur à plateaux pour

Paération de la Liqueur mixte, afin de traiter une eau us& synth6tique à base de glucose (330

et 445 mg COTL) et une eau usée industrieîle (420 à 634 mg COTL), A différentes

températures d'opération. Les résultats démontrent que le bioréacteur permet un enlévement

de la matière organique d'environ 90% pour un temps de séjour hydraulique de 17.5

minutes. Le bioréacteur permettait d'autre part de maintenir une concentration en oxygène

dissous dans la liqueur mixte entre 2.4 et 4.6 mgL. De plus, il semble que-les solides

biologiques générés par ce type d'équipement possèdent de très bonnes caractéristiques de

sédimentation, puisque les boues ont une concentration en matières en suspension de l'ordre

de 31 000 mg/L; ceci permet d'atteindre des concentrations de biomasse élevées dans la

liqueur mixte (8000 mg&).

Un montage à deux étages (Brauer, 1985) a par la suite été évalué afin de traiter des

eaux usées municipales fortement concentrées (3500 à 4000 mg COTL). Ce montage

consistait en deux unités identiques au montage précédent (Brauer et Sucker, 1979), reliées

en série. Le temps de séjour dans chacun des b io~c teurs variait entre 15 et 60 minutes; les

autres conditions d'opération étaient similaires à la première série d'expériences.

L'enlèvement de la matière organique était de 60% à 98%. Cette efficacité de traitement

serait due, selon l'auteur, à un taux de tninsfert d'oxygène élevé, à une forte concentration

de biomasse dans la liqueur mixte, ainsi qu'à la dissociation des flocs de biomasse causée

par les forces de cisaillement dues au mouvement des plateaux, ce qui entraîne une

augmentation de la quantité de biomasse effectivement exposk au substrat traduite par une

augmentation de l'activité globale de la population de micro-organismes.

Le bioréacteur a plateaux a également été utilise pour l'enlèvement de la matière

organique carbonee et azotée dans un procedé à trois étages, soit un bioréacteur pour

l'enlèvement de la matière organique carbonée, un bioréacteur pour la nitrification et un

bioréacteur pour la dénitrification (Brauer et HeaU-Omar, 1988). Les eaux usées qui ont été

traitées contenaient jusqu'a 1600 mg NH.,+/L, et des enlèvements de 85% à 95% de l'azote

ammoniacal ont été obtenus en opérant à des temps de séjour de 2 à 4 heures pour chaque

bioréacteur. Toutefois, aucune information n'est présentée sur la dénitrification dans le

troisième bioréacteur. Les caractéristiques de transfert d'oxygène de cet équipement

semblent appropriées à la nitrification d'eaux usées, 6tant donné les concentrations élevées

d'oxygène dissous nécessaires pour cette opération; de plus, les auteurs mentionnent que la

possibilite d'opérer à une concentration élevée

une meilleure efficacité pour la nitrification.

Lors de ces trois séries de travaux,

de biomasse dans la liqueur mixte favorise

l a conditions d'opération du bioréacteur

(fréquence et amplitude d'agitation) correspondaient a une puissance dissipée de 500 à 2000

W/d, alors que la puissance dissipée par un procédé de boues activées est typiquement

d'environ 50 à 100 w/m3. La bonne performance de cet équipement est donc obtenue au

prix d'une dépense énergétique importante se traduisant par des coûts élevés pour une

installation industrielle. Toutefois, il a été démontré que le bioréacteur à plateaux pouvait

atteindre un enlèvement sigdicatif de la matière organique pour des temps de séjour

relativement courts; il serait donc possible d'utiliser des équipements de traitement moins

volumineux, donc moins coûteux lors de la construction.

Dans l'optique du développement du bioréacteur a plateaux à mouvement altematif

pour le traitement des eaux usées, il est important de modéliser correctement ce type

d'équipement. La modélisation permet la compréhension des phénomènes qui se produisent

ii l'intérieur du procédé, ainsi que l'optimisation des conditions opératoires et le contrôle en

temps réel. Pour modkliser des équipements de traitement des eaw usées de type boues

activées, il est nécessaire de considérer les aspects hydrodynamique, cinétique, de transfert

de masse ainsi que de puissance dissipk.

2.2.1 Hydrodynamique

L'hydrodynamique des bassias de traitement biologique est généralement

représentde par des réacteurs agités en série (voir par exemple Lessard et Beck, 1993). Pour

améliorer la qualité de la modélisation, il est possible d'effectuer différents ajouts au

modèle de base de réacteurs en série; par exemple, Pons et al. (1996) proposent de coupler

chaque réacteur agité avec un volume d'eau morte. Cependant, peu d'auteurs se basent sur

le phhomène de dispersion axiale pour représenter les déviations aux modèles

hydrodynamiques idéaux. Selon Horvath (1984)' qui a résumd les travaux dans ce domsine'

quelques corrélations ont W développ&s pour déterminer le coefficient de dispersion

axiale en fonction des paramètres d'opération, pour des bassins d'aération rectangulaires de

type "canal" (par opposition aux bassins circulaires à alimentation centrale); cependant, le

modèle des réacteurs en série leur est préféré, car le modèle traditionnel de dispersion axiale

fait intervenir des équations plus complexes.

Dans le cas du bioréacteur à mouvement alternatif, IYaspect hydrodynamique a

surtout été étudié selon le modèle classique de dispersion axiale, notamment par Yu et Kim

(1987) et Kumar et Hartland (1989). Cette représentation se rapproche davantage des

phénomènes physiques qui se produisent à l'intérieur du bioréacteur. De façon générale, les

travaux demontrent une dispersion axiale importante due au mouvement des plateaux et à

l'ascension des bulles de gaz Des corrélations ont été développées par ces auteurs afin

d'estimer le coefficient de dispersion axiaie à partir des conditions opératoires du

bioréacteur.

Plus récemment, Lounes et al. (1993) ont développé un modèle hydrodynamique

simple du bioréacteur à plateaux à mouvement alternatif, en faisant intervenir de façon

indirecte le coefficient de dispersion axiale. Ce modèle simplifié représente aussi bien le

comportement du bioréacteur que le modèle traditionnel de dispersion axiale, tout en

n'utilisant qu'un paramètre; ce paramètre est d'autre part indépendant de la fréquence

d'agitation. Le modèle suppose qu'à chaque incrément de déplacement de l'ensemble de

plateaux, le contenu d'une cellule (une cellule est définie comme étant l'espace compris

entre deux plateaux; cet espace est considéré homogène) est mélangé avec une fraction du

compartiment situé immédiatement au dessus ou au dessous, selon la direction du

mouvement de l'ensemble de plateaux. La figure 2.7 illustre le fonctio~ement du modèle.

Le paramètre du modèle est défini comme &tant le nombre d'incréments pour une oscillation

complète de l'ensemble de plateaux.

Plateau

n- 1

n

n+ 1

Temps

Figure 2.7: Modèle hydrodynamique du bioréacteur à plateaux

Pour l'incrément de déplacement illustré, la valeur de la variable d'état C dans la

cellule n au temps t+At est donc définie comme suit:

II suffit de résoudre ces équations pour chaque cellule pour obtenir la solution de

l'ensemble du bioréacteur. De plus, ce modèle permet des simulations en régime transitoire

par sa nature même, étant domé qu'il fonctionne par incrément de temps.

23.2 Cinétique

L'aspect cinétique des procédés de traitement des eaux usées par boues activées est

généralement représenté par le modèle de I'IAWQ no 1 (Henze et al., 1986). Un deuxième

modèle a été présenté (Henze et al., 1995); il inclut la cinétique du phosphore à celles de

l'azote et du carbone du premier modèle. Cependant, sa complexitéy ainsi que le fait que

nous ne désirons pas, pour l'instant, étudier le cas des composés contenant du phosphore,

nous ont conduit à ne considérer que le modèle no 1.

Depuis son développement, le modèle no 1 a été évalu6 pour modéliser bon nombre

de stations d'épuration (voir par exemple Lessard et Beck, 1993); on- considère

généraiement qu'il représente l'état actuel de la connaissance des procédés biologiques de

traitement des eaux usées (Beck et Chen, 1996).

Ce modèle cinétique est basé nir 8 processus biochimiques faisant intervenir 13

variables d'état Le tableau 2.1 est une matrice synthèse iilustrant le lien entre ces processus

et 12 de ces variables d'état. Nous avons omis la 13' variable d'état, soit Palcalinté, car elle

ne sera pas consid6rée dans le cas de notre modèle, et les auteurs du modèle considèrent que

l'inclusion de cette variable n'est pas essentielle (Henze et al., 1986). Les variables d'état

modélisées sont la matière organique carbonée et azotée. La matière organique carbonée est

divisée en deux catégories, soit soluble (représentge par le symbole S) et particulaire

(représentée par le symbole X). Pour chacune de ces catégories, on distingue entre substrat

biodtgmdable (identifié par l'indice S), c'est-à-dire assimilable par les micro-organismes, et

non-biodégradable (identifié par l'indice 1). Les micro-organismes hétgrotrophes et

autotrophes (symbolisés respectivement X, et XBJ sont également considérés comme de

la matière organique carbonée particulaire. La dernière catégorie de matière organique

carbonée particulaire, le produit particulaire (&), représente un sous-produit du déclin des

micro-organismes.

La matière organique azotée est également divisée en catégories soluble et

particulaire (représentées par les symboles S et X). La partie soluble se divise en nitrate

(indice NO), azote ammoniacal (indice NH) et azote organique (indice ND), alors que la

partie particulaire ne comporte que de l'azote organique (indice ND). Ces composants

interviennent dans les processus de nitrification et de dénitrification.

L'oxygihe dissous est un composant soluble, et à ce titre est symbolisé par la lettre S

à laquelle on ajoute l'indice O.

Le modèle de W W Q contient 19 paramètres stoechiométriques et cinétiques.

L'identification correcte de ces paramètres détermine en bonne partie la capacitb du modèle

à représenter adéquatement les phénomènes de biodégradation qui se produisent a l'intérieur

d'un procédé. Cette identification peut se faire par une série d'analyses sur les eaux usées à

traiter, selon différents protocoles expérimentaux (Henze et al., 1 986; Henze, 1 992; Lesouef

et al., 1992; Kappeler et Gujer, 1992). ou encore en utilisant une base de données

d10p6ration pour calibrer le modèle. Toutefois, comme le soulignent Beck et Chen (1997).

bien que de nombreux travaux aient porté sur la conception de la structure des modèles a f b

de faciliter cette identification, peu d'études ont éte effectuées pour trower des moyens

formels d'identifier les paramètres à partir de résultats expérimentaux.

Les études qui ont été réalisées ahn de calibrer les paramètres à partir de données

d'opération (Wanner et al., 1992; Lama et al., 1992; Yuan et al., 1993; Côté et al., 1995)

consistent à définir une fonction objective qui est le plus souvent la somme des carrés des

résidus entre les valeurs observées et les valeurs modélisées. La calibration proprement dite

consiste par la suite a déterminer la combinaison de paramètres qui donne le minimum de la

fonction objective, à I'aide d'un algorithme de gradient descendant. Le nombre de données

expérimentales disponibles pour la calibration iduence grandement la qualité de la

calibration, tant au point de vue du nombre de paramètres qui peuvent être calibrés que de

la précision de la calibration elle-même (Yuan el al., 1993). L'utilisation de données

dynamiques permet également une meilleure calibration en créant différentes amplitudes et

périodes pour les perturbations daos les variables d'entrée du procédé (Jeppsson et OIsson,

1993). Par contre, dans cextains cas, l'utilisation d'un algorithme de gradient descendant

n'est pas possible ou désirable, dû aux particularités d'un modèle donné; on procède alors

généralement par essai et erreur (Beck et Chen, 1997).

2.23 Transfert de matière

Le transfert d'oxygène de la phase gazeuse vers la phase liquide est modélisé par un

coefficient volumétrique de transfert de matière, &a. Plusieurs corrélations sont

disponibles pour estimer ce coefficient dans le cas de bioréacteurs à plateaux perforés à

mouvement alternatif présentant différentes géométries (Lounes et Thibault, 1994; Lounes

et al., 1995). Ces corrélations expriment le &a en fonction de la vitesse superficielle de

l'air, U , et de la puissance dissipée par le systéme d'agitation par unité de volume du

bioréacteur, .

Dans notre cas, la corrélation déterminée par hunes et Thibault (1994) semble

appropriée, car elle correspond à un bioréacteur dont la géométrie est similaire à celle du

bioréacteur utilisé par Brauer et Sucker (1979). Cette corrélation est la suivante:

D'autre part, la solubilité de l'oxygène dans l'eau intervient également dans la

modélisation du transfert de matière. Des valeurs expérimentales sont disponibles pour

différentes températures (voir notamment Tchobanoglous, 1992); nous avons développé la

corrélation suivante à partir de ces valeurs:

Cette corrélation permet de prédire les valeurs expérimentales a k 0.05 mg/L pour

des températures entre 20 et 36OC.

23.4 Puissance dissipée

La puissance foumie au bioréacteur à plateaux est utilisée pour appliquer un

mouvement a l'ensemble de plateaux et pour injecter de l'air la base de la colonne. Dans le

cas de la puissance nécessaire pour I'agitation, plusieurs con-élations sont disponibles

(Brauer et Sucker, 1979; Lounes, 1994). Cependant, ces différentes corrélations ne

présentent que peu de différences; en effet, I'exposant de la &queme est de 3.1 O6 selon

Brauer et Sucker (1979), alon qu'il est de 3 selon Lounes (1994). Dans notre cas, nous

préconisons ia corrélation de Brauer et Sucker (1979) car elle a été déterminée sur une

liqueur mixte, dont Les propri6tés rhéologiques pourraient être diff6rentes du milieu dans

lequel la corrélation de Lounes (1994) a été d&errninée. Cette corrélation est la suivante:

D'autre part, cette corrélation ne tient pas compte de I'amplitude d'agitation, les

auteurs ayant conservé ce paramètre constant; il serait donc nécessaire d'y inclure un terme

de dépendance à la troisième puissance de I'arnplitude d'agitation, tel que déterminé par

Lounes (1 994).

En ce qui concerne la puissance nécessaire pour l'aération, il existe une équation de

base pour les cotonnes à builes (voir par exemple Chisti, 1989) qui peut s'appliquer aux

bionbcteurs à plateaux. Cette équation, dérivée théoriquement, relie la perte de charge à

travers la colonne A la puissance nécessaire pour injecter l'air:

Walley et Davidson (1974) présentent une version plus blaborée de cette équation,

en tenant compte de la rétention gazeuse et de la diffëmce entre les masses vohmiques du

gaz et du liquide:

2 3 Objecafs du projet

Le traitement aérobie des eaux usées présente i'avantage d'un temps de traitement

plus court et dune plus grande efficacité. Par contre, les besoins en olcygène de la biomasse

entraînent la nécessité d'utiliser des équipements d'aération performants. Cest pourquoi

l'utilisation du bioréacteur à plateaux à mouvement alternatif est attrayante pour cette

application. Des résultats à L'échelle expérimentale ont d'ailleurs confirmé cette possibilité.

Ce travail vise donc à modéliser un bioréacteur à plateaux a mouvement alternatif

pour le traitement des eaux usées. Le modèle devra tenir compte, d'une part, de

l'hydrodynamique particulière à ce type d'équipement, et d'autre part de la cinétique de

dégradation biologique des différents substrats rencontrés dans les eaux usées. Nous

pourrons par la suite simuler l'opération de ce bioréacteur, afin de l'optimiser et de cibler les

applications où sa mise en oeuvre serait la plus profitable.

En premier lieu, nous verrons la méthodologie que nous avons adoptée afin de

modeliser ce type d'équipement et d'en évaluer le potentiel. Les résultats obtenus à l'aide du

modkle seront ensuite présentes et discutés: nous examinerons d'abord les résuitats de

validation du modèle afin de s'assurer de la représentativité des simulations, puis nous

évaluerons I'efficacité du bioréacteur à l'aide du modèle. Nous conclurons en proposant des

stratégies pour maximiser I'efficacité du bioréacteur à plateaux, ainsi que des applications

où la mise en oewre de cet équipement serait profitable.

Chapitre 3

Méthodologie

Pour modéliser le bioréacteur à plateaux à mouvement alternatif, nous avons

premièrement détemiiné de façon claire l'arratlgement du procédé à représenter, aimi que

les variables d'état à modéliser. Par la suite, nous avons posé certaines hypothèses de base

afin de déterminer les équations applicables au système. Puis, un code de calcul a été

développé en Fortran. Une étude de sensibilité a ensuite été effectuée afin de s'assurer de la

robustesse du modèle et d'identifier les pafamètres dont la calibration &tait primordiale;

l'étape suivante a 6te la caiibration de ces pararn&tres. Enfin, nous avons effectué une série

de simulations afin d'optimiser les diffkrentes conditions d'opération du bioréacteur, pour

ensuite évaluer les applications pour lesquelles cet équipement serait profitable.

3.1 Schéma du procédé

Le procéd6 a simuler ainsi que les variables d'état à modéliser sont représentés à la

figure 3.1; toutes les variables d'état du modèle no 1 de I'IAWQ (Henze et al., 1986) sont

modélisées sauf I'alcalullté. Il s'agit essentiellement d'un procédé par boues activées, où le

bioréacteur A plateaux à mouvement alternatif est utilisé pour i'akration de la liqueur mixte-

Ce procédd est le même que celui utilisé par Brawr et Sucker (1979), ce qui permettra

d'utiliser leurs données expérimentales en vue de calibrer le modèle.

Figure 3.1 : Schéma du procédé

3.2 Structure du modèle

Le modèle utilisé est de type dynamique, de sorte qu'il pourra simuier des situations

transitoires. Par contre, lors des simulations qui seront effectuées dans le cadre du présent

travail, la qualité et le débit de l'affluent seront constants dans le temps. Le fait d'avoir un

modèle dynamique ne sera donc pas pleinement exploité, sauf pour simplifier le choix des

conditions initiales comme nous le verrons plus bas; par contre, le modèle pourra serW

ultérieurement pour simuler l'opération du bioréacteur avec des conditions qui varient dans

le temps. Cette caractéristique est utile pour développer des outils de contrôle, ou encore

pour simuler des conditions d'opération inhabituelles.

3.2.1 Hypothèses

Plusieurs hypothèses doivent être posées afin d'étabiir un modèle dont les équations

peuvent être résolues dans un laps de temps raisonnable. Il est important d'examiner ces

hypothèses, car elles définissent les limites du modèle et ddtermineat donc les-cas où son

utilisation est appropriée. De plus, eues peuvent souvent expliquer les déviations entre les

situations modélisées et celles observées.

Nous ne mentionnerons pas les hypothèses inhérentes à l'utilisation du modèle no 1

de I'IAWQ, le lecteur pouvant se dférer à Henze et ai. (1 986). Les principales hypothèses

simplincatrices qui ont été utiiisées dans l'élaboration de notre modèle sont les suivantes:

le système est isotherme: cette hypothèse se justifie par le fait que les variations de

température des eaux usées sont généralement de faible amplitude, du moins pour des

périodes de I'ordre du temps de rétention hydraulique d'un bassin de traitement, et par le

fait que les échanges thermiques avec l'environnement sont réduits puisque le

bioréacteur est fermé;

dans le bioréacteur, la phase liquide entre deux plateaux successifs est homogène et

agitée: cette hypothèse constitue en fait la base du modèle hydrodynamique simple

présenté par Lounes et al. (1993), qui est utilis6 dans le cadre du présent travail. II est

probable que cette hypothèse serait moins réaliste pour des fkéquences d'agitation plus

faibles et des distances entre les plateaux plus importantes, car ces caractéristiques sont

intimement liées à l'efficacité du mélange de la phase liquide. Toutefois, pour les

conditions d'opération utilisées par Brauer et Sucker (1979), cette hypothèse demeure

valable puisque ces conditions sont semblables a celies pour lesquelles le modèle

hydrodynamique a été vaiidé;

dans le bioréacteur, le mouvement des solides en suspension est identique à celui du

liquide: puisqu'il est dificile de quantifier la ddviation du mouvement des solides par

rapport au mouvement du liquide, nous avons suppod cette déviation nulle. Il semble

toutefois que la dispersion axiale des particules pourrait être plus importante que celle

du liquide, dû entre autres a I'ascension des bulles de gaz Toutefois, les informatiom de

nature quantitative sur ces phénomènes ne sont pas sufEsantes pour les représenter dans

le cadre du modèle discuté ici;

le sens de l'écoulement de la phase liquide n'influence pas le comportement du

bioréacteur, car le modèle hydrodynamique simple que nous utilisons ne permet pas

d'introduire l'effet du sens de l'écoulement Toutefois, il est possible que ce paramètre

ait une influence sur la performance du bioréacteur: en effet, Iliuta (1997) a observé que

la dégradation du phénol dans un bioréacteur à lit fixe est plus efficace lorsque

l'écouiement se fait de bas en haut. Cet effet est attribué à un meilleur transfert

d'oxygène vers la phase liquide lorsque lf~coulement est vers le haut;

l a conditions initiales du bioréacteur sont un profil linéaire décroissant du substrat et

un profil constant de la biomasse: ces conditions correspondent A un état hypoth6tique

du système. Par la suite, le modèle, étant dynamique, évolue vers une solution en

régime stationnaire. Cette façon de faire, qui est d'ailleurs une adaptation de celle

suggérée par Henze et al. (1986), est beaucoup plus simple que de tenter de solutionner

tout le système pour un état stationnaire; &nt donné la présence du recyclage de boues,

il aurait alon fallu utiliser une procédure itérative qui, consid6rant l'importance des

calculs, aurait été beaucoup plus longue que ce que nous proposons. Par contre, il est

important d'utiliser des approximations rapprochées des valeurs rencontrées en régime

stationnaire, car ces approximations influencent le temps de calcul requis pour obtenir

le résultat en régime stationnaire. D'autre part, lorsqu'une solution en régime

stationnaire sera disponible, le modèle être initialisé à l'aide de cette solution et évoluer

vers une autre solution en régime stationnaire suite au changement d'une ou de plusieurs

conditions d'opération; ceci permet de réduire encore plus le temps de calcul;

la rétention gazeuse dans le bioréacteur est nulle, et la masse volumique de l'air est

beaucoup plus faible que celle de l'eau: cette hypothèse simplifie le calcul de la

puissance dissipée pour l'aération. II s'agit d'une hypothèse conservatrice, car la

puissance dissipée diminue lorsque la rétention gazeuse augmente;

la dépendance de la ciadtique microbienne à la température suit une loi exponentielle tel

que présenté par Eckenfelder (1966). Cette loi, qui a été vérifiée expérimentalement à

de nombreuses reprises, définit un taux de croissance à une température T comme suit:

le décanteur possède une efficacité définie en ce qui concerne l'enlèvement des matières

en suspension: cette dernière hypothèse impiique une représentation passablement

simplifiée de la performance du décanteur, puisquiun simple bilan de matière est

effectué en posant une certaine efficacité de séparation et un âge de boues donné. II est

important de rappeler ici que l'objet de ce travail est d'évaluer l'efficacité du bioréacteur

à plateaux à mouvement alternatif pour l'aération de la liqueur mixte dans un procédé de

boues activées, et non l'efficacité du procédé lui-même. Nous sommes conscients des

limites qu'entraîne cette hypothèse, notamment en ce qui concerne I'influence des

conditions d'opération du bioréacteur sur la décantabilité des boues, la représentation

phénoménologique des processus de décantation des flocs bactériens et le temps de

séjour de la biomasse dans le lit de boues du décanteur; par contre, nous croyons que

des travaux expérimentaux supplémentaires doivent être effectués avant de tenter une

modélisation plus exhaustive du décanteur, afin de rassembler de l'information sur les

caractéristiques de décantation de ces boues et sur l'influence, entre autres, de l'intensité

des forces de cisaillement dues au mouvement des plateaux sur ces caract&istiques.

L'analyse de Brauer (1985) à ce sujet est trop qualitative pour permettre df61aborer un

modèle phénoménologique de décantation.

3.2.2 Structure du code de calcul

Nous avons écrit un code de calcul en Fortran pour ce modèle. Ce code possède une

structure dictée d'une part par les modèles cinétique et hydrodynamique, et d'autre part par

l'arrangement du procédé tel que nous l'avons vu plus haut L'annexe A présente cette

structure ainsi que le code de calcul. Les simulations ont dté effectuées sur un pentium 11-

266 MHz sous Linux qu'une station de travaü HP modèle 715.

3 3 Étude de sensibilitd

La sensibilité du modèle aux variations de certains paramktres est importante à

vérifier afin de s'assurer de sa robustesse; cela permet également d'identifier [es paramètres

qu'il est nécessaire de calibrer de f q n précise afin d'obtenir des simulations valides. Nous

avons donc évalué cette sensibilité en faisant varier un à un chacun des paramètres et en

observant les variations sur les variables d'état du modèle. Les paramètres décrivant la

répartition du substrat en différentes hctions n'ont toutefois pas étC inclus dans cette étude

car il s'agit de caractéristiques de l'eau usée plutôt que de paramètres du modèle; de plus,

ces paramètres ne sont pas indépendants puisque la somme des fiactions doit donner 1.

Les résultats de sensibilité seront évalu6s d'après leur coefficient de sensibilité SYC,

qui est défini comme la variation relative causée à la variable d'état ou de sortie C par la

variation du paramètre ai:

Pour ces simulations, les conditions d'opération étaient celles utilisées par Brauer et

Sucker (1979); toutefois, plutôt que de supposer que le substrat était à 100% soluble et

biodégradable comme c'&ait le cas lors de ces travaux, nous avons introduit une certaine

répartition en substrat soluble et particulaire afin que l'effet du mécanisme d'hydrolyse

puisse être observé. Cette répartition du substrat a été faite en considérant la moyenne des

valem observ6es par différents auteurs (Henze, 1992; Kappeler et Gujer, 1992; Siegrist et

Tschui, 1992). Les vdeurs initiales des autres paramètres étaient celies suggérées par Henze

et ril. (1986). Nous avons fait varier les paramètres de *IO%, sauf n, qui doit être un

nombre entier et qui a été varie de 7 ii 6 ou 8, ainsi que 0 qui a été varie de *1% pour

demeurer a l'intérieur de son domaine de variation.

3.4 Calibration du modèle

Lorsque le code de calcul est prêt, il est important de s'assurer que le modèle

représente convenablement le procédé que l'on désire étudier. En supposant que les

phénomènes modélisés sont effectivement les principaux phénomènes qui se produisent à

l'intérieur du procédé et que les modèles sont adéquats, la qualité de la représentation est

fonction des valeurs qui seront attribuées aux différents paramètres. Dans notre cas, 30

paramètres sont utilisés. Pour plusieurs de ces paramètres, les valeurs peuvent être assez

difficiles à d6terminer par calibration dans notre cas, vu le faible nombre de données

expérimentales à notre disposition. Suite a l'examen des vaieurs mesurées ou calibrées par

plusieurs auteurs (Henze et al., 1986; Wentzel et al., 1992; Kappeler et Gujer, 1992;

Wanner et al., 1992; Siegrist et Tschui, 1992; Stokes et al., 1993), nous avons choisi, pour

chacun de ces paramètres, une valeur qui semblait rallier la majorité des auteurs.

Les paramètres définissant les hctions du substrat présent sous forme particulaire

ou soluble, biodégradable ou inerte, sont particuliers à chaque eau usée. Henze (1992)

présente une discussion de ces quatre fractions, qui sont imposées par la structure du

modèle, en fonction des dinérents types de substrat rencontrés dans les eaux usées; d'autre

part, Kappeler et Gujer (1992) ont mesuré ces hctions sur trois différentes eaux usées

municipales, alors que Siegrist et Tschui (1992) ont calibré ces paramètres à partir de

données mesurées sur trois usines municipales de traitement des eaux usées. Les valeurs

que nous avons utilisées sont Les moyennes des valeurs de ces auteurs, en assumant que

Peau usée ne contient pas de substrat inerte afin de ne pas alourdir les résultats. En effet, ce

type de substrat n'intervient dans aucune réaction biologique, et n'est conséquemment pas

dégradé dans le bioréacteur; les flux à l'entrée et à la sortie du système sont donc les

mêmes. Ce type de substrat est généralement considkré pour la modélisation de stations

d'épuration existantes, afin de représenter les composés contenus dans l'eau usde et qui ne

sont pas assimilables par les microorganismes, en vue de modéliser correctement

l'opération de ces stations; dans le cas présent, aucune information ne serait retirée du

comportement de ce type de substrat dans le bioréacteur.

D'autres paramètres, tels Cs.o2, peuvent être obtenus de tables telles que ceile de

Tchobanoglous (1991) ou encore, dans le cas du &a, calculés à partir de corrélations telles

que celle présentée par Lounes et niibadt (1994); dans ce dernier cas, nous avons

déterminé un facteur de correction à appliquer à la corrélation, comme nous le verrons plus

bas- Ces corrélations seront incluses dans le modèle. Enh, les valeurs de certains

paramètres, identifiés par la sensibilit6 élevée des résultats de simulation à leur variation,

ont étC déterminées en comparant les prédictions du modèle à des valeurs expaimentales.

3.4.1 Résultats expérimentaux utiiisés pour la dibration

Certains paramètres, critiques pour la précision des résultats du modèle, doivent être

évalués à partir de données exp6rimentales. Les données obtenues par Brauer et Sucker

(1979) sur un montage semblable à celui que nous modélisons ont été utilisées pour calibrer

ces paramètres. Ces données ont été obtenues à partir d'expériences pendant lesqueiles les

conditions expérimentales étaient maintenues constantes pendant 6 heures afin d'obtenir un

régime stationnaire; par la suite, une des conditions expérimentales (en l'occurrence, la

température) était changée, et un nouveau régime stationnaile était atteint. Les résultats que

nous avons utilisés pour Ia calibration étaient les valeurs obtenues en régime stationnaire,

puisque l'information sur la phase transitoire entre deux r6girnes stationnaires est

i d s a n t e . Un total de trois résultats expérimentaux est ainsi disponible. Pour chaque

expérience, les résultats fournis sont la concentration de substrat à la sortie du bioréacteur et

la concentration d'oxygène dissous dam la liqueur mixte. Ce sont ces résultats qui ont été

comparés aux valeurs prédites par le modèle afin de déterminer la valeur des paramètres.

Les détails du traitement des données expérimentales sont présentés à l'annexe B.

D'autre part, des résultats expérimentaux sont disponibles sur la performance du

bioréacteur à plateaux pour la nitrification d'eaux usées à contenu élev6 en azote amoniacal

(Brauer et Henli-Omar, 1988). Cependant, les auteurs ont omis de présenter certains

paramètres expérimentaux qui ont une importance cruciale sur la modélisation des

phénomènes de nitrification dans ce type d'équipement, notamment l'oxygène dissous dans

la liqueur mixte, le taux de recyclage des boues et la fréquence d'agitation du biodacteur.

Ces omissions font en sorte que nous ne pourrions utiliser ces résultats pour la calibration

qu'en posant un certain nombre d'hypothèses qui réduiraient significativement la fiabilité

des résultats obtenus, à un tel point que ceuxci ne seraient pas plus précis que les valeurs

typiques utilisées pour ces paramètres.

3.43 Calibration des paramètres du modéle

En vue d'identifier la valeur de certains paramètres, nous avons cherché, par essais

et erreurs, les valeurs qui pexmettaient d'obtenir des résuItats les plus rapprochés possibles

des valeurs obervées par Brauer et Sucker (1979). Les paramètres qui ont été calibrés de

cette façon sont les suivants:

8, le coefficient de proportionnalité de la température tel que d é f i plus haut;

pH, le taux de croissance maximum de la biomasse hétérotrophe;

KLa, le coefficient volumétrique de transfert d'oxygène.

Le choix de ces paramètres a été fait en fonction des données expérimentales

disponibles, des conditions expérimentales qui ont 6té variées et de la sensibilité des

paramètres telle que déterminée l o s de l'étude de sensibilité. Dans le cas du &a, nous

avons simplement applique un facteur de correction il la corrélation développée par Lounes

et Thibault (1994) afin d'obtenir une représentation adéquate des résultats expérimentaux.

La procédure consistant à coupler le modèle avec un algorithme de régression non-

linéaire n'a pas étd utilisée dans ce cas. En effet, les paramètres choisis pouvaient être

calibrés un par un: d'abord, j.~- et &a ont été calibrés à la température de réfhnce, cas

pour lequel la valeur de 0 n'a pas d'effet. Par la suite, 0 a 6t6 ajusté pour des températures

supérieures. La caiibration de 0 n'affecte donc pas la valeur de p,- ou de ka. Ceci se fait

aisément par essais et erreurs, alors qu'un algorithme de régression considère les

interactions entre les diff6rents paramètres et rédise donc un nombre important de

simulations. Le temps de calcul étant d'environ 4 heures par cas, la durée totale de la

calibration en utilisant un algorithme de régression aurait été beaucoup plus longue que ce

que nous avons effectué.

3.5 Évaluation du potentiel du bioréacteur à plateaux

Une fois la cdibration effectuée, le modele devrait simuler adéquatement le

comportement de la biomasse hétérotrophe en régime stationnaire. Comme il a déjà été

mentionné, la simulation de régimes transitoires ainsi que Poptimisation des performances

pour l'enlèvement de l'azote ne font pas partie des objectifs de ce travail. En conséquence,

nous ne consid6rerons que l'enlèvement de la matière organique carbonée en régime

stationnaire.

3.5.1 Optimisation des conditions d'opération

Le bioréacteur à plateaux comporte plusieurs conditions d'opération qui peuvent être

variées et qui ont une influence sur I'efficacité de traitement. Deux de ces conditions

d'opération sont liées à l'utilisation d'un mécanisme d'agitation de la liqueur mixte; ce sont

la fréquence et l'amplitude d'agitation. Le coefficient de transfert d'oxygène dépend aussi de

la vitesse superficielle de l'air. Le temps de séjour hydraulique pourra également varier, ce

qui aura un impact sur la performance du procédé. Nous avons donc effectué une série de

simulations afin d'évaluer quelle combinaison de ces variables permet d'obtenir la meilleure

performance du bioréacteur. Ces simulations ont été effectuées sur une eau usée à 20°C et

contenant 1000 mg DCO/L (réparti à 80% en substrat particulaire et 20% en substrat

soluble), et les dimensions du bioréacteur étaient les mêmes que celui utilisé par Brauer et

Sucker (1 979). Les etendues suivantes ont été utilisées pour les variables d'opération:

Fréquence d'agitation (f): 0.2 à 0.5 Hz

Amplitude d'agitation (u: 0.02 a 0.10 rn

Vitesse superficielle de l'air (Ud: 0.00 1 a 0.006 d s

Temps de séjour hydraulique (t): 2 à 6 heures

L'étendue des valeurs pour ces différentes variables permet d'évaluer une gamme

assez large de puissances d'agitation et de capacité d'aération; il est en effet nécessaire de

trouver un compromis adéquat entre la puissance développée et la capacité du système à

utiliser efficacement cette puissance. Les valeurs de temps de séjour et de charge organique

sont semblables à celles suggkrées pour un procédé de boues activées conventionnel

(Tchobanoglous, 199 1).

En outre, pour que les simulations à

comparables, nous avons consenré le rapport

concentrations de biomasse dans la liqueur mixte

des temps de séjour différents soient

- constant à 0.033, de sorte que les oc

soient semblables.

D'autre part, les simulations ont étC effectuées avec un temps de séjour hydraulique

et un âge de boues d'un ordre de grandeur plus élevé que ceux de Brauer et Sucker (1979).

Nous avons considéré que les temps de sejour hydraulique et les âges de boues utilisés par

ces auteurs étaient difficilement compatibles avec la croissance d'une biomasse

hétérotrophe équilibrée et sufnsamment mature; de plus, ces conditions d'opération

consommaient une forte quantite d'énergie @lus de 3000 W/m3) et produisaient un volume

élevé de boues (enwon 0.6 g solidedg DCO).

11 est également nécessaire d'établir de façon objective ce qui sera considéré comme

une bonne performancece Pour ce faire, nous avons défini trois critéres de comparaison. Ces

critères permettent de comparer les avantages et inconvénients potentiels du bioréacteur, et

tiennent également compte des aspects importants de I'opération d'une station d'épuration.

Nous avons vu que l'un des principaux avantages du bioréacteur à plateaux est la

possibilité d'un excellent transfert d'oxygène, ce qui résulte en une bonne etncacité de

traitement. Par contre, ce bon transfert d'oxygène est dû à l'injection d'air la base de la

colonne et à l'agitation du milieu par les plateaux perforés, ce qui résulte en une dépense

importante en énergie. Deux aspects sont donc a considérer: i'efficacitté de traitement et la

dépense énergétique. Un critère de comparaison a donc été développé pour intégrer ces

deux aspects. On définit d'abord l'efficacité de traitement comme étant la charge organique

éliminée par unité de temps et par unité de volume de bioréacteur:

(DCO, - DCO,)P, g DCO Eflcacité de traitement = v s*m3

La dépense énergétique se définit par rapport au volume de réacteur:

P W Dépense énergétique = - -

V m3

Le premier critère de comparaison est donc le rapport entre ces deux quantités:

Dépense énergétique Critere de comparaison = - P J

EfFcacitéde traitement - ( DCO, - DCO,)P, g DCO (2-4)

Ce critère représente la quantité d'énergie nécessaire pour l'oxydation biologique

d'un gramme de DCO. Le critère est indépendant du volume du bioréacteur.

D'autre part, I'élimination des boues est le principal coût d'opération des stations

d'épuration et constitue une problème complexe (Tchobanoglous, 1991). 11 est donc

important de considérer cet aspect Ion de la conception des équipements. Un critère de

comparaison doit tenir compte de la quantit6 de solides produits ainsi que de l'efficacité de

traitement. Ce critère est d é h i comme suit:

xtv Qw g solides Criterede comparaison = ( DCO, - DC0,)Q g DCO

Ce critère représente la masse de solides secs produits par l'oxydation biologique

d'un gramme de DCO. Le critère ne tient pas compte du degré de siccité des boues

produites, qui a lui aussi un impact sur les coûts. Cependant, pour les cas étudiés, cette

valeur ne varie pas assez pour causer un impact significatif sur les coûts.

Enfin, un troisième critère de comparaison que nous utiliserons est l'enlèvement. Ce

critère, largement utilisé pour représenter la performance d'une station d'épuration, se

définit comme étant la proportion de la matière organique de l'affluent qui est éliminée à

remuent:

(DCO, - DCO,) Enlevernent =

DCO,

Bien que les deux premiers critères tiennent compte indirectement de l'enlèvement,

nous croyons qu'il est nécessaire d'inclure ce dernier critère de façon directe afin d'identifier

les cas où l'enlèvement serait trop faible; à ce moment, le procédé, même s'il est performant

du point de vue de l'efficacité énergétique ou de la production de boues, ne sera pas

intéressant car il ne permettra pas de rencontrer les normes d'épuration requises par les

Mgisiations environnementales.

3.52 Comparaison du bîoréacteur à plateaux aux boues activées conventionnelles

Un des objectifs de ce travail étant d'évaluer les applications où la mise en oeuvre du

biodacteur à plateaux serait profitable, il faut en premier lieu définir une situation initiale,

par rapport à laquelle nous comparerons les performances du biordacteur à plateaux. Cette

situation initiaie est un système de boues activkes conventionnel, muni d'un réacteur

homogène agité continu. Ce choix est motivé par la simplicité d'un tel système, et sa

représentativité d'un bon nombre d'installations industrieIIes.

Nous avons par la suite modélisé ce système en vue de simuler ses performances. Le

modèle utilisé est tout simplement le modèle du bioréacteur à plateaux, auquel nous avons

substitué un modèle de réacteur agité au modèle hydrodynamique. Nous avons également

introduit des valeurs de &a permettant d'obtenir une concentration d'oxygène dans la

Liqueur mixte de 1 mglL, ce qui correspond à la pratique industrielle. Tous les autres

paramètres sont identiques a ceux du modéle du bioréacteur à plateaux. Ainsi, les

différences entre les simulations des deux dquipements seront dues uniquement aux

différences d'hydrodynamique et d'énergie nécessaire au transfert d'oxygène.

Pour comparer les deux systèmes, nous avons simulé leur opération en faisant

varier la concentration de matière organique à l'entrée (300 a 2000 mg DCOL). Les valeurs

de temps de séjour hydraulique (5 heures) et d'âge des boues (6.25 jours) n'ont pas &té

variées dans le cas du procédé conventionnel; ces valeurs sont typiques pour ce type

d'installation (Tchobanoglous, 1991). Les systèmes ont été comparés en fonction des trois

critères définis plus haut.

La puissance dissipée par les aérateurs du procédé conventionnel a été évaluée en

utilisant un coefficient K présenté par CTGREF et ai. (1 980) et qui permet de calculer la

puissance nécessaire pour transférer un flux dom6 d'oxygène de la phase gazeuse a la phase

liquide:

Pour les équipement d'aération ies plus performants, la valeur de ce coefficient, qui

est celle que nous avons utilisée, est de 2.5 kg OJkWh.

Chapitre 4

Résultats et discussion

Ce chapitre présente les résultats des diffdrentes simulations qui ont été effectuées

afin d'atteindre les objectifs de ce travail, soit de simuler de façon adéquate le bioréacteur à

plateaux pour le traitement des eaux usées, d'en optimiser les conditions opératoires et de

cibler les applications où sa mise en œuvre serait la plus profitable. Nous verrons en

premier lieu les résultats de l'analyse de sensibilité qui a été effectuée sur les paramètres du

modèle; par la suite, nous examinerons les résultats de caiibration de certains paramètres à

l'aide de données expérimentales. Nous discuterons ensuite les résultats qui ont et6 obtenus

en simdant l'opération du bioréacteur selon diverses conditions d'opération. Nous

terminerons en comparant le bioréacteur à un système de boues activées conventionnel afin

d'en dégager les principaux avantages.

4.1 Analyse de sensibilite

Les coefficients de sensibilit6, pour une variation des paramètres de +100/0, sont

présentés au tableau 4.1; les résultats des simulations qui ont permis de calculer ces

coefficients sont à l'annexe C. Il est a noter que les coefficients de sensibilité obtenus pour

une variation de -10% des paramètres sont semblables à ceux présentés ici. Les effets qui

ont été considérés significatifs sont ceux pour lesqueis un coefficient de sensibilité

supérieur à 10% (en valeur absolue) a ét6 observé; cela signifie qu'une variation donde

dans la valeur du param5tre entraîne une variation plus importante dans la variable d'état

correspondante. Notons que, dans le cas du paramètre 8, nous avons retenu les cas où le

coefficient de sensibilité était supérieur à 1% car ce paramètre a subi une variation de +l %

tel que souligné précédemment. Ces effets, identifiés en caractères gras dans le tableau 4.1,

sont les suivants:

8, la constante de proportionnalité de température, influence la plupart des résultats. Cet

effet s'explique par le fait que ce paramètre Muence toutes les constantes cinétiques

selon une loi exponentielle. Étant donné que les simuiations pour l'analyse de sensibilité

ont été effectuées avec un système à 30°C afin de refléter I'iduence de la température, il

&ait prévisible d'obtenir des résultats de cet ordre;

pH, le taux de croissance maximal de la biomasse hétérotrophe, influence la valeur de

substrat soluble et biodégradable. Ce paramètre est la constante cinétique de dégradation

du substxat et détermine donc, en fonction des deux termes de saturation décrits par une

expression de Monod, la vitesse avec laquelle le substrat sera transformé par les micro-

organismes. Il est donc normal que ce paramètre ait un effet important sur cette variable;

Y,, le coefficient de génération de la biomasse, influence la concentration de biomasse

hétérotrophe, de produit particulaire, de nitrate et d'azote organique soluble. L'effet sur la

biomasse hétérotrophe est dû au fait que ce paramètre determine dans quelle proportion

une variation dans la concentration du substrat (substrat soluble et biodégradable ou

nitrate) et de l'oxygène dissous cause une variation dans la concentration de la biomasse

hétérotrophe. Ce qui est toutefois surprenant de constater, c'est que ce paramètre a

également un effet important sur l'azote organique soluble, le nitrate et le produit

particulaire O(,), dors qu'il ne se retrouve pas dans les expressions cinétiques régissant

la vitesse de dégradation et de synthèse de ces deux variables. Toutefois, Y, a, comme

nous venons de le mentionner, un effet sur la concentration de la biomasse hétérotrophe;

cette biomasse est d'autre part responsable de l'ammonification de l'azote organique

soluble et a donc un effet important sur cette variable. L'effet sur la concentration de

nitrate s'explique par le fait que le produit de cette ammonificatîon est fion atnmonium,

hW4+, qui se transforme en nitrate lors du processus de nitrification. D'autre part, tout

effet sur la concentration de biomasse hétérotrophe entraîne un effet sur le produit

particdaire, qui est un sous-produit du déclin de cette biomasse; il est Q noter que les

coefficients de sensibilité de tous les paramètres (sauf f , et b; dans le cas de f, la raison

est discutée plus bas, alors que dans le cas de 4, ce paramètre ddtermine la cinétique de

transformation du X,, en X, ce qui explique pourquoi l'effet est inverse pour les deux

variables) sont du même ordre de grandeur pour les vanables d'état &, et X,;

pA, le taux de croissance maximal de la biomasse autotrophe, innuence la concentration

de nitrate puisque, bien que la nitrification ne se produise qu'à faible écheve, eue est la

seule source de nitrate dans le système. Également, ce paramètre influence la

concentration de biomasse autotrophe pour des raisons similaires. 11 faut toutefois

signaler qu'en raison des conditions d'ophtion peu propices à la nitrification, nous

sommes en présence de concentrations extrêmement faibles pour ces deux variables et

qu'en conséquence, seul le signe du coefficient de sensibilité, c'est-à-dire le sens de

l'effet de la variation du paramètre sur la variable concemie, est significatif. D'autre part,

Henze et al. (1986) ont sigrdé l'importance critique du choix de la valeur de ce

paramètre pour l'optimisation de la nitrification dans un procédd, notamment en ce qui

concerne L'âge des boues minimal permettant la rétention des micro-organismes de type

Nitrosornonas et Nitrobacter, qui effectuent la nitrification;

&, la concentration de demi-saturation du substrat, innuence la concentration de

substrat soluble car il détermine quel sera le niveau de saturation de la biomasse

hétérotrophe;

C,, la concentration de saturation de l'oxygène dissous, innuence le nitrate et la

concentration d'oxygène dissous. Cette constatation n'est pas surprenante étant donné

que ce paramètre détermine le différentiel de concentration, qui influence le transfert

d'oxygène en phase aqueuse. D'autre part, les processus de nitrification et de

dénitrification, dont l'équilibre détermine la concentration résiduelle de nitrate dans le

système, sont particulièrement sensibles aux concentrations en oxygène dissous;

k;, la constante cinétique d'hydrolyse, innuence la concentration de biomasse

hétérotrophe, de produit particulaire et de nitrate, puisque ce paramètre détermine la

vitesse de conversion du substrat particulaire en substrat soluble. La croissance de la

biomasse hétérotrophe repose sur l'assimilation de ce substrat soluble, ce qui explique

I'effet de k,, sur cette variable d'état La concentration de biomasse hétérotrophe a d'autre

part un effet sur la concentration de nitrate par le processus de dénitrification d'où l'effet

de k,, sur le nitrate. Enfin, l'effet sur le produit particulaire s'explique par Feffet sur Ia

biomasse hétérotrophe, comme nous i'avons souligné plus haut;

f,, la hction de produit particulaire, innuence la concentration de produit particulaire

étant d o ~ é qu'il s'agit du coefficient stoechiométrique qui s'applique aux deux seuls

processus qui sont la source de X, dans le système.

Une étude semblable a été effectuée par Julien (1997) sur un procédé de boues

activ6es conventionnel. Certains des résultats obtenus lors de cette étude sont similaires à ce

que nous obtenons; par contre, d'autres résultats sont passablement différents, notamment la

sensibilité de certains paramètres relatifs à la biomasse autotrophe. Cependant, les

conditions d'opération utilisées lors de cette étude étaient différentes de celles utilisées dans

le présent travail: le temps de rétention hydraulique était d'environ 14 heures, et la

concentration d'oxygène dissous de plus de 8 mg/L dans le cas des simulations en

conditions aérobies, ce qui peut favoriser un équilibre différent des processus biochimiques.

De plus, une simulation en conditions anoxies a été effectuée lors de cette étude afin

d'observer les effets sur le processus de nitrification.

D'autre part, contrairement à ce que nous avons observé, Wanner et al. (1992) ont

observé une sensibilité de Y, supérieure a la sensibilité de pH. Cependant, les d o ~ é e s

analysées par ces auteurs provenaient d'expériences de taux de consommation d'oxygène

(oxygen uptake rate, OUR) eEechiees sur des eaux usées municipales; en conséquence, la

seule variable par rapport à laquelle la sensibilité était observée était l'oxygène dissous.

L'importance relative des coefficients de sensibilité que nous avons obtenus pour ces

paramètres par rapport à l'oxygène dissous est similaire à ce que Wanner et ai. (1992) ont

observé.

Nous pouvons donc conclure de ces résultats qu'me attention particuli&re devra être

portée au choix de ces huit paramètres pour s'assurer de la fiabilité du modèle. Le

coefficient de proportionnalité de la température et le taux de croissance rnaximai de la

biomasse hétérotrophe, 8 et pH, seront donc calibrés avec les résultats expérimentaux de

Brauer et Sucker (1979); ces deux paramètres étant ceux awquels le modèle est le plus

sensible, iI est en effet primordial de s'assurer de leur précision. Les valeurs de Y , et f,

seront celies suggérées par Henze et ai. (1 986); la majorité des autres auteurs indiquent des

valeurs égales ou similaires pour ces paramètres. En ce qui concerne la constante de demi-

saturation du substrat, &, nous avons utilisé, au lieu de la valeur de 20 mgL proposée par

Henze et al. (1986), une valeur de 5 mg/L étant donné que plusieurs autres autres auteurs

obtenaient des valeurs semblables comme nous le verrons plus bas. En ce qui concerne p,,

nous utiliserons la valeur suggérée par Henze et d. (1986); nous devons toutefois signaler

que ce choix entraîne des conséquences importantes quant à la représentativité des

simulations en ce qui concerne l'enlèvement de l'azote ammoniacal. En effet, nous ne

pourrons optimiser cet kquipement pour la nitrification et la dénitrification tant que des

valeurs fiables de pA ne seront pas obtenues à partir de résultats expérimentaux; à cet effet,

les donndes de Brauer et Hefhi-Omar (1988) sont incompl&tes comme nous l'avons

mentionné plus haut Les résultats concernant la biomasse autotrophe obtenus dans le cadre

du présent travail ne pourront donc être considérés comme fiables. Enfin, la valeur

théorique de Cs, est connue; nous inclurons donc dans le modèle une corrélation pour ce

paramètre en fonction de la température tel que discut6 plus haut.

4.2 Calibration des paramètres

Les valeurs qui ont été attribuées aux paramètres suite à la procédure de calibration

sont présentées au tableau 4.2; les paramètres utilisés par di£Eërents auteurs sont également

indiqués pour fm de comparaison. Dans la plupart des cas, nous avons utilisé la valeur

Tablau 4.2 Panmtttu de diffbrenu auteurs, paramtires utilists ct lcur source

Puunttrc Unirds Hcnzc et al. Hcnze Wentzcl et Knppclcr et Kappeler el Kappeler et Wanner et Siegrist et Siegrin et Stoka et ai, Cc mvail Source du psnmCa (cc (1986) (1 992) al. (1992) Gujcr (1992) ûujer (1992) Gujer (1992) al. (1992) Tschui (1992) Tschui (1 992) (1993) invail)

Hem et al. (1986)

Henze cf al. ( 1986)

Hcnm cr al, (1986)

Henze el al. (1986) Henze er a / . (1986)

Calibnrion

Siegdst ei Ttchui (1 992)

S i t d d c i Tschui (1992)

H e m er al. (1986)

H e m ei al. (1986)

Henze et al, (1986)

H e m t r al. (1986)

H e m er al. (1986)

Henxe et al. ( 1986)

Henze er al. (1986) Hcnzc CI al. (1986)

Hcnzo el al, (1 986) Hcnu ct al, ( 1986)

Hcnza er al, (1986)

Ensemble da auteurs

Enremblc da auteun Enremblc des suceurs

Enrmiblo des ruteun

Hcnze (1992)

H e m (1992) Corrélaiion Lounes ci Tbibsuli (1994)

et calibntion Facteur de correction 1 Letsup(1989)

Contlaiion Tchobanoglow (199 1) 1.019 1 Calibndon

7 Louneir ci al. (1993) Municlpalc Mwicipalc Munfciplc Municipale Municipale Municipale Municipale

Calibndon Analyses Analyses Analyser Optimisadon Optimlandon Optimisation Opcimiscidon

typique suggérée par Henze et al. (1986); les autres auteurs obtenaient d'ailleurs des valeurs

similaires. Toutefois, en ce qui concerne la constante de demi-saturation du substrat, &, a la constante de demi-saturation de l'oxygène pour ta biomasse h&&otrophe, nous

avons utilisé, au lieu des valeurs de 20 et 0.2 mg/L proposées par Henze et al. (1986), des

valeurs de, respectivement, 5 mgL et 025 mg/L étant donné que les autres auteurs

obtenaient tous des valeurs semblabIes.

La valeur de 4.4 6' obtenue par caiibration pour p, le taux de croissance maximal

de la biomasse hétérotrophe, est légèrement supérieure à la moyenne des valeurs suggér6es

par les différents auteurs, tout en se retrouvant à l'intérieur de la gamme de 1.5 à 13.2 d-' qui

est généralement acceptée (Julien, 1997). Ceci refiéte possiblement l'observation de Brauer

et Sucker (1979), selon qui le bioréacteur à plateaux permet une activité plus élevée de la

biomasse par la dissociation des flocs de biomasse entraînant une augmentation de la

quantité de biomasse effectivement exposée au substrat.

Pour la constante de proportionnalité de la température, e, la valeur de 1 .O 191

obtenue par calibration est légèrement inférieure aux valeurs de 1.03 et 1.04 suggérées

respectivement par Ramalho (1983) et Tchobanoglous (1991), tout en demeurant dans le

domaine de variation de ce paramètre qui est entre 1 .O0 et 1 .O8 pour les procédés de boues

activées (Tchobanogious, 1991). Il s'agit toutefois d'un paramètre qui peut varier en

fonction de la composition de la biomasse et de l'eau usée. 11 est à noter que nous avons pu

calibrer ce paramètre jusqu'à cinq c w e s significatifs par suite de la très grande sensibilité

des variables de sortie (principalement la concentration de substrat soluble) à la variation de

8; en d'autres termes, une variation de 0.0001 dans le paramètre entraînait une variation

dans la variable d'état simulée supérieure à l'erreur expérimentale sur la mesure

correspondante.

Nous avons également trouvé un facteur de correction de 1.15 à appliquer à la

corrélation du &a de Loues et Thibault (1994). Ceci peut s'expliquer d'une part par la

précision de la sonde à oxygène dissous, qui est typiquement d'environ IO%, ainsi que par

le fait que les auteurs ont pu mesurer la concentration en oxyghe dissous a des positions

axiales différentes dans le bioréacteur, la pression hydrostatique faisant en sorte que la

concentration de saturation peut varier de 10% entre le haut et le bas de la colonne.

Le tableau 4.3 indique les résuitats de simulation pour la calibration du modèle. Ces

résultats sont ceux qui sont le plus directement influencés par les trois paramètres qui ont

été calibrés. On remarque que la concentration de substrat B la sortie du bioréacteur est très

bien simulée par le modèle, et ce, pour les trois clifErentes tempérames d'opération

utilisées. Par contre, la concentraîion d'oxygène dissous semble plus dificile à simuler à

des températures plus élevées. Il n'a pas été possible d'améliorer la qualit6 de la

modélisation en agissant sur la valeur d'autres param&es, par exemple Y,. Le facteur de

correction applique à la corrélation du coefficient volumétrique de transfert d'oxygène &a)

a pennis d'améliorer légèrement la qualité de la simulation. Cependant, il semble

impossible d'arriver à une meilleure précision que ce qui est indiqué ici avec le modèle

actuel. Il est probable qu'une amélioration pourrait être obtenue en tenant compte de la

dépendance du &a à la température (CTGREF et al., 1980), ou en consid6rant la variation

de la concentration de saturation de l'oxygène en fonction de la pression hydrostatique;

cependant, nous ne savons pas à quelle profondeur la valeur expérimentale a été mesurée.

Tableau 4.3 Résultats de calibration du modèle

T DCO (mg&) O, dissous (mg/L) "C Observé Simulé Observé Simulé

19 1 94 194 4.5 4.6 29 97 98 2.8 2.4 35 62 61 2.4 1.4

D'autre part, il est intéressant de constater que, même si la valeur simulée d'oxygène

dissous à 3S°C est significativement inférieure à celie observée, la dégradation du substrat

est modt5lisée correctement. Ces deux variables étant reliées l'une à l'autre, puisqu'une

concentration plus faible d'oxygène dissous entraînera une activité moindre des micro-

organismes, tout autre paramètre étant identique, cela signifie que la cinétique du systéme

n'obéit pas parfatement à la loi exponentielle ou B la cinétique de Monod pou la

dépendance à I'oxygène dissous à des températures supérieures à 30°C, possiblement dû au

fait qu'on retrouve généralement des organismes thermophiles à ces températures, ou encore

que la valeur mesurée d'oxygène dissous à 3S°C est erronée. Nous ne possédons cependant

pas assez d'informations pour confirmer l'une ou l'autre de ces hypothèses.

En conclusion, il semble que le modèle simule de façon adéquate les résultats

expérimentaux obtenus par Brauer et Sucker (1979) pour des températures rapprochées de

20°C. Par contre, au-delà de 30°C, ies prédictions d'oxygène dissous dans la liqueur mixte

sont moins précises.

4 3 Optimisation des conditions d'opération

Nous avons identifié des vdeurs de concentration en oxygène dissous et de temps de

séjour qui semblaient optimales, en regard des trois critères de performance présentés plus

haut. Nous avons également déterminé la répartition optimale de la puissance entre

l'agitation et I'aération, et nous avons observé la dispersion axiale à l'intérieur du

bioréacteur. Les résultats complets des simulations qui ont été effectuées pour optimiser le

bioréacteur à plateaux sont présentés à l'annexe C.

43.1 Optimisation de la concentration en oxygène dissous

La figure 4.1 montre la performance du bioréacteur à plateaux, en fonction des

critères de comparaison présentés plus haut, pour une vitesse superficielle de l'air de 0.5

cm/s, une concentration de matière organique à l'entrée de 1000 mg DCOIL, un temps de

séjour hydraulique de 4 heures et différentes concentrations en oxygène dissous dans la

liqueur mixte à la sortie du biobcteur.

Le graphique présente deux zones d'opération distinctes: la première, pour des

concentrations en oxygène dissous inf6rieures 1 mgL, correspond à la plage dopération

où une augmentation de la puissance dissipée entraîne une augmentation de la performance

du bioréacteur. On observe en effet une augmentation importante de I'enièvement, une

légère diminution de la production de boues et une diminution de la consommation

énergétique. L'augmentation de l'enlèvement provient du fait qu'en augmentant la

concentration en oxygène dissous, on favorise I'activité des micro-organismes; d'ailleurs, la

concentration de micro-organismes dans la liqueur mixte passe de 1501 A 5798 mg/L, dans

cette plage d'opération. Le système peut donc degrader plus de matière organique. La

diminution de la production de boues provient également de l'augmentation de I'activité

microbienne, puisque l'hydrolyse du substrat particdaire est directement proportionnelle a

la concentration de la biomasse; or, plus on hydrolyse de substrat particulaire, moins on

produit de boues car ce type de substrat décante et se retrouve dans les boues. Enfin, la

diminution de la consommation énerghtique est due au fait que ce critère tient compte de la

quantité de substrat éliminé; la quantité de matière organique éliminée par le système

augmente donc plus rapidement que la puissance dissipée.

La deuxième zone bopht ion correspond a des wncentations en oxygène dissous

supérieures à 1 mg/L. Dans cette zone, la quantite d'énergie nécessaire pour la dégradation

de la matière organique augmente significativement, dors qu'on n'observe pas de hausse

correspondante de l'enlèvement. La production de boues demeure à un niveau bas. L'énergie

supplémentaire dissipée pour solubiliser plus d'oxygène n'entraîne donc pas de bénéfice

additionnel. Tchobanoglous (1991) souligne que la performance d'un procédé de boues

activées s'améliore jusqu'a ce que la concentration en oxygène dissous atteigne 4 mg/L.

Dans notre cas, on observe une légère amélioration de l'enlèvement jusqu'à 2 mgL; par

contre, le coût en énergie est plus élevé au delà de 1 d'oxygène dissous.

La concentration optimale en oxygène dissous dans la liqueur mixte est donc de 1

m&. Ceci permet de minimiser la consommation énergétique du bioréacteur, de plus, au

delà de cette valeur, on n'observe aucune amélioration significative de la pçrforxnance.

43.2 Optimisation de la puissance dissipée totnle

L'étape précédente a permis de déterminer une concentration op thde en oxygène

dissous; il existe donc une valeur comspondante de &a qui permet d'atteindre cette

concentration optimale en oxygène. Cependant, le &a dépend de la puissance dissipée par

l'agitation et de la vitesse superficielle de l'air. Il est donc nécessaire de déterminer la

combinaison optimale de ces deux variables; cette combinaison optimale sera celle pour

laquelle la puissance dissipée totale sera minimale, pour un &a donné.

La figure 4.2 donne la puissance dissipée totale obtenue pour différentes vitesses

supedicieiies de l'air et différentes puissances d'agitation, pour un &a constant de 14 6'.

Lorsque la vitesse superficielle de l'air augmente, la puissance dissi@e par l'agitation

diminue de façon à ce que le &a demeure a une valeur donde; ceci permet de déterminer

le minimum de puissance dissipée totale pour une performance donnée du bioréacteur, &tant

donné que la performance est fonction du transfert d'oxygène, donc du &a La valeur de

&a utilisée est celle permettant d'obtenir une concentration en oxygène dissous de 1 mgL.

Ce graphique nous permet de constater que l'optimum pour la vitesse superficielle

de l'air se situe a 0.002 mfs pour un &a de 14 6'. À des valeurs Uif6rieures, on ne fournit

pas assez d'air au système, de sorte que l'agitation doit ê e très forte pour briser

sufEsamment les bulles afin d'obtenir un K,a adéquat. Au delà de 0.002 d s , on foumit trop

d'air au bioréacteur et on ne tire pas suffisamment profit du système d'agitation; cependant,

il serait important de valider ces simulations avec des résultats expérimentaux, afin de tenir

compte de l'influence de certains autres facteurs, comme la rétention gazeuse, sur la

puissance dissipée.

Lorsque les besoins en oxygène du système augmentent, la puissance d'agitation et

la vitesse superficielle de k i r augmentent, puisqu'on doit augmenter la valeur du KLa;

cependant, pour une combinaison optimale de ces deux variables, leur proportion demeure

constante.

4.33 Optimisation du temps de séjour

La figure 4.3 présente la performance opthaie du bioréacteur en fonction du temps

de sejour, pour une concentration de matière organique à ilentrée de 1000 mg D C O L On

constate que l'enlèvement augmente lorsqu'on augmente Ie temps de sejour, dors que la

production de boues diminue et que la consommation d'énergie passe par un minimum.

L'enlèvement augmente en fonction du temps de séjour w la réaction de

dégradation peut dors se produire de façon plus complète. Pour un temps de séjour de 2

heures, le système n'est pas capable de dégrader suffisamment de matière organique:

l'enlèvement est de 47% dans ces conditions. Ceci est dû au fait que Tâge des boues est trop

faible pour permettre aux micro-organismes de se développer; en effet, la concentration de

micro-organismes dans la liqueur mixte est de 4024 mg&. Lorsque i'âge des boues est de 3

jours ou plus, le système fonctionne adéquatement et I'enlèvement se situe alors entre 84 et

98%.

La diminution de La production de boues en fonction du temps de séjour est due au

fait qu'en augmentant le temps de séjour, la réaction de respiration endogène est favorisée;

de plus, lorsque le temps de séjour augmente, I'âge des boues augmente également, ce qui

diminue la production de boues.

La consommation énergétique est relativement Clevée à des temps de séjour courts,

car le système ne dégrade que peu de matière organique. La niminution de la consommation

énergétique entre 2 et 3 heures de temps de séjour est due au fait qu'en augmentant Le temps

de séjour, la quantité de matere organique enlevée augmente rapidement. Pour des temps de

séjour de 3 heures ou plus, la puissance dissipée (en W h 3 ) diminue lorsqu'on augmente le

temps de séjour; par contre, la consommation énergétique (en J/g DCO) augmente, car à des

temps de sejour plus longs, la masse de matière organique dégradée par unité de temps est

plus faible, puisque le débit d'eau usée diminue.

En conséquence, nous déduisons que le temps de sejour optimal dans le bioréacteur

est de 3 heures. A des valeurs inférieures, I'enlèvement est i m d h n t pour assurer le

respect des nomes de rejet des effluents; à un temps de séjour de 3 heures, on obtient im

enlèvement optimal (95%) et une production de boues assez basse, pour une valeur de

consommation énergétique minimale. Pour des temps de séjour supérieurs à 3 heures, la

consommation énergétique augmente de façon substantielle, alors que I'enlèvement ne subit

pas d'amélioration significative.

Nous pouvons donc conclure cette section en affinnant que les conditions

bop6ration optimales du bioréacteur à plateaux sont une concentration d'oxygene dissous

de 1 mg/L et un temps de séjour de 3 heures. Ce sont les conditions d'opération qui seront

utilisées pour la comparaison aux boues activées conventionnelles.

43.4 Dispersion axiale

La dispersion axiale est un phénomène qui résulte de l'utilisation d'un dispositif

d'agitation dans le biorbcteur, et qui entraîne un déplacement d'tléments de volume vers

l'amont ou l'aval du bioréacteur. La plus ou moins grande intensité de cette dispersion

axiale déterminera le comportement hydrodynamique du bioréacteur: il se rapprochera de

celui d'un réacteur piston pour une dispersion axiale nulle, et le profil de concentration des

composés qui sont dégradés à l'intérieur du bioréacteur sera alors linéaire entre l'entrée et la

sode. A l'opposé, il sera près de celui du réacteur homogène agité pour une dispersion

axiale élevée, et le profil de concentration sera plat.

Dans toutes les simulations que nous avons effectuées, nous avons observé un

gradient de concentration relativement faible entre l'entrée et la sortie. La figure 4.4

présente un profil de concentration typique, pour Fopération à une concentration de DCO à

l'en* de 1000 mg/L et un temps de séjour de 3 heures. Comme les études précédentes le

mentionnent (Lounes et Thibauiî, 1994), la dispersion axiale a 11int6rieur du bioréacteur à

plateaux est importante; en effet, la concentration de substrat soluble à l'entrée du

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 1 1 12 13 14 15 16 17 1s 19

Compartiment du bioréacteur

Figure 4.4: Profil de concentration dans le bioréacteur

bioréacteur est de 148 m a , alors qu'elle ne varie que de 50 à 44 mg/L dans le bioréacteur.

Le profil de concentration du substrat est relativement plat par rapport à la concentration

d'entrée, ce qui correspond à une dispersion axiale tlevée: le régime hydrodynamique se

rapproche donc du réacteur agité. Ce régime est défavorable du point de vue cinétique,

puisque la vitesse de réaction est proportionnelle à la concentration de substrat, qui dans ce

cas est faible tout au long du bioréacteur; de plus, dans la majorité des cas, nous n'opérons

pas au delà de la concentration de saturation pour la plupart des variables d'état Cependant,

cette dispersion axiale est inséparable de l'utilisation du dispositif d'agitation, qui permet un

transfert d'oxygène efficace.

4.4 Comparaison du bioréacteur à plateaux aux boues activées conventionneiies

La figure 4.5 illustre la performance du bioréacteur à plateaw et du procédé

conventionnel de boues activées, pour diEërentes concentrations de matière organique à

l'entrée; les résultats complets sont présentes a l'annexe D.

Nous constatons que la consommation énergétique du bioréacteur à plateaux est

légèrement inférieure à celle du procédé conventionnel; cependant, ce dernier a l'avantage

d'un meilleur enlèvement et d'une production de boues moindre. Ces avantages sont

attribuables au fait que le procédé conventionnel a un temps de séjour de 5 heures, ce qui

permet une dégradation plus poussée de la matière organique et une concentration de

biomasse plus faible dans la liqueur mixte entrahant une niminution de la masse de boues

produite. Par contre, la consommation d'énergie plus élevée du procédé conventio~el est

due au fait que la quantité de matière organique dégradée par unité de temps est plus faible,

étant donné que le temps de séjour est plus long. Toutefois, pour de faibles concentrations

de matière organique (300 mg DCOL et moios), il semble que le procédé conventionnel

consomme moins d'énergie. Ceci est dû au fait que les besoins en oxygène du système sont

faibles, et qu'un appareillage sophistiqué pour la dissolution de l'oxygène n'est alors pas

nécessaire.

En ce qui concerne les paramètres d'opération du procédé conventionnel, le rapport

F/M se situe entre 0.55 et 0.65 6', ce qui est à l'intérieur du domaine d'opération pour ce

type de système (Tchobanoglous, 1990). Par contre, au dela de 1000 mg DCOL, la charge

organique par unité de volume ainsi que la concentration de la biomasse dans la liqueur

mixte dépassent les valeurs généralement admises pour ce type de procédé (Tchobanoglous,

1991); il est donc probable qu'un système réel ne puisse pas atteindre la performance

prédite par le modèle lorsque la concentration de matière organique depasse cette valeur.

Pour le bioréacteur à plateaux, Brauer et Sucker (1979) opèrent à une concentration de

micro-organismes dans la liqueur m i v e de l'ordre de 8000 mgL; donc, au delà de 1500 mg

DCOL dans l'affluent, les résultats de simulation sont probablement peu réalistes puisque

cette valeur est largement dépassée. Dans une telle situation. il faudrait allonger le temps de

séjour afin de permettre un enlèvement acceptable tout en maintenant une concentration de

micro-organismes permettant l'opération n o d e du biorkteur, avec les conditions

d'opération actuelles, le système est surchargé et l'enlèvement est diminué par rapport a

l'opération à une concentration de 1 O00 à 1500 mg D C O L

II semble donc que la zone où le bioréacteur a plateaux présente le plus d'avantages

soit pour une concentration de matière organique de 1000 à 1500 mg DCOL; dam cette

zone, I'edèvement n'est que de 3% i.dérieur à celui du procédé conventionnel, alors que la

consommation énergétique est inférieure de 7 a 14%. Pour des concentrations moindres de

matière organique, les besoins en oxygène du système sont insuffisants pour justifier des

équipements complexes de transfert d'oxygène. Par contre, pour des concentrations de

matière organique supérieures à 1500 mg DCO/L, les résultats de simulation que nous

avons ici ne permettent pas de détexminer quel type d'équipement semit le plus avantageux.

D'une part, le temps de séjour du bioréacteur à plateaux devra être supérieur à 3 heures afin

de pouvoir opérer a une concentration de micro-organismes permettant un enlèvement de la

matière organique supérieur a 90%; d'autre part, le procédé conventionnel ne peut pas

supporter de telles charges organiques par unité de volume. Il faudrait donc évaluer quel

type de procédé de boues activées serait compétitif pour ce type d'afnuent. Des procédés

tels les boues activées à haut taux d'aération., qui permettent une charge organique jusqu'à

16 kg DC0/m3-d, une concentration en micro-organismes et un rapport F/M &levés

(Tchobanoglous 1991), ou encore les procédés à i'oxyghe pur ou "deep shaft" présent& au

chapitre 2, sont susceptibles de concurrencer le bioréacteur à plateaux pour ce type

d'application.

Cependant, l'avantage principal du bioréacteur à plateaux est d'avoir un temps de

séjour inférieur de 40% à =lui du procédé conventionnel, ce qui permet d'utiliser des

équipements plus petits pour obtenir des performances comparables, tant en termes

d'enlèvement que de consommation d'énergie, daos le domaine d'opération identiné. La

dimension réduite des équipements présente plusieurs avantages, notamment un coût de

construction moindre et un encombrement réduit

Chapitre 5

Conclusion

L'objectif de ce travail était de simuler le traitement d'eaux usées dans un

bioréacteur à plateaux perforés à mouvement altematif, d'optimiser cet équipement et

d'identifier les situations où sa mise en oeuvre serait profitable. Nous avons développé un

modèle, et nous avons comparé ses résultats avec les valeurs expérimentales obtenues par

Brauer et Sucker (1979) lors du traitement à l'échelle expérimentale d'eaux usées

synthétiques, de façon à s'assurer que les paramètres du modèle permettaient une

représentation adéquate de la réalité. Par la suite, nous avons effectué une première série de

simulations afin de déterminer la combinaison de conditions d'opération permettant un

fonctionnement optimal du bioréacteur Nous avons enfin sirnui6 l'opération du bioréacteur

et d'un système de boues activées conventionnel comparable, afin de déterminer les

applications où les caractéristiques du bioréacteur à plateaux seraient avantageuses.

Nous avons d'abord démontré que les résultats du modèle étaient sensibles à la

valeur attribuée à certains paramètres, notamment les taux de croissance de la biomasse.

Étant donné que le bioréacteur à plateaux présente un potentiel certain pour la nieincation

des eaux usées grâce à ses capacités de transfert d'oxygène, mais que nous n'avons pas pu

simuler ces conditions par suite d'un manque d'information sur ces phénomènes, iI serait

profitable d'effectuer des expériences en laboratoire afin de determiner avec précision les

paramètres de la biomasse autotrophe dans ce type &équipement. Par la suite, le rnod&le

ainsi calibré pouna serW à l'optimisation des conditions d'opération du biortkcteur en vue

d'en évaluer la performmce pour la nitrification.

Nous avons également montré que notre modèle simulait de façon satisfaisante les

données de Brauet et Sucker (1979) pour des températures d'opération situées entre 20 et

30°C. 11 serait intéressant, du point de vue théorique, de réaiiser des expérimentations à des

températures plus élevées afin de déterminer si le système obéit à la loi exponentielle de

dépendance à la température au delà de 30°C. Cependant, peu &installations industrieiles

opèrent à de telles températures, de sorte que notre modèle peut convenir a plusieurs

utilisations dam sa forme actuelle.

L'optimisation des conditions opératoires nous a permis de constater que le

fonctionnement du bioréacteur a plateaux est optimal lorsque la concentration d'oxygène

dam la liqueur mixte est d'environ 1 mg/l et que le temps de séjour est de 3 heures; nous

avons également démontré qu'il existait une combinaison optimale de puissance d'agitation

et de vitesse superficielle d'air permettant de maintenir une concentration en oxygène

dissous de 1 mg/l. Par contre, des travaux expérimentaux supplémentaires devraient

permettre de déterminer si la dispersion axiale, dans de telles conditions, est plus

importante que celle que nous avons simulée. Des facteurs comme l'ascension des builes de

gaz pourraient influencer cet aspect de l'hydrodynamique. De tels travaux pourraient

également déterminer l'influence du sens de l'écoulement de l'eau dans le bioriacteur. De

plus, il serait important de valider les modèles de puissance dissipée, puisque plusieurs

conclusions reposent sur cet aspect

La décantabilité des boues biologiques est un aspect important de l'opération d'un tel

équipement que nous n'avons pas pu examiner. D'éventuels travaux expérimentaux pourront

donc évaluer si les forces de cisaillement élevées que l'on retrouve dans le bioréacteur

peuvent influencer le comportement des boues dans le décanteur.

La comparaison du bioréacteur à plateaux avec un système conventionnel de boues

activées nous a permis de constater que le bioréacteur B plateaux semble avantageux sur le

plan de la consommation énergétique a partir d'une charge organique de 1000 mg DCOIL.

De plus, le temps de séjour plus faible permet egaiement de réduire la- taille des

équipements, ce qui entraîne plusieurs avantages. Par contre, l'enlèvement est légèrement

inf6rieur au procédé conventionnel, et le bioréacteur produit également plus de boues.

L'importance relative de ces facteurs varie selon les situations; les coûts de traitement des

boues et les coûts d'énergie peuvent être du même ordre, et une analyse économique

permettra de déterminer le choix le plus avantageux pour une situation particulière.

Pour des charges organiques supérieures il 1500 mg DCOn, nous n'avons pas pu

déterminer si le bioréacteur à plateaux pouvait être avantageux. Il serait intéressant de

procéder à l'évaluation de cette question, en examinant en premier iieu les temps de séjour

nécessaires pour le traitement des affluents plus chargés; des travaux expérimentaux seront

nécessaires à cette étape, afin de définir clairement la gamme appropriée pour les

différentes variables d'opération du bioréacteur à plateaux, notamment la concentration de

micro-organismes dans la Liqueur mixte. Par la suite, les procédés concurrents devront être

identifiés, pour ensuite procéder a une comparaison.

Références

Ashley, K. L, K. J. Hail et D. S. Mavinic (1991) Factors influencin~ oxvgen transfer in fine pore diaised aeration, Wat. Res., 25, 12, 1479-1488

Beck, M. B. et J. Chen (1996) Svstem identification. varameter estimation and the anaivsis of uncertaintv: a review, Conférence prononcée & Copenhague

Brauer, H. et D. Sucker (1979) Biolomcal Waste Water Treatment in a Hi& Efficiencv Reactor, Ger. Chem Eng., 2,77-86

Brauer, H. (1 985) Bioloeicd Waste Water Treatment in a Reciorocatine Jet Reactor, Chap. 22 in "Fundamentals of Biochemicai Engineering", H.4. Rehm et G. Reed, Eds, Verlag Chemie, Wienhem, 5 1 9-53 5

Brauer, H. et M. Hefhi-Omar (1 988) Biolonical elimination of ammonium contained at hi& concentration in waste water, Dechema Biotechnology Conferences I

Chisti, M. Y. (1 989) Airlift bioreactors, Elsevier Applied Science, New York

Côté, M. B.P.A. Grandjean, P. Lessard et J. Thibault (1995) Dmamic modelline of the activated sludge Drocess: iniprovina i~rediction usina neural networks, Wat. Res., 29, 4,995-1004

CTGREF (Centre technique du génie rural des eaux et des forêts), Ministère de l'agriculture - Division qualité des eaux, pêche et pisciculture (1980) Les mrfomiances des wstèmes d'aération des stations d'éouration. Méthodes de mesure et résultats, 123 p.

Ekkenfelder, W. W. (1966) Industrial Water PoUution Control, M c h w Hill, New York, 275 p.

Gray, N. F. (1990) Activated sludae - Theorv and Practice, M o r d University Press, Oxford, 272 p.

Henze, M., C. P. L. Grady Jr, W. Gujer, G. v. R Marais et T. Matsuo (1986) Activated sludrre mode1 no 1, Scient. tech. rep. no 1, IAWPRC, Londres

Henze, M. (1992) Characterization of wastewater for modeiling of the activated sludge process, Wat. Sci. Tech., 25,6, 1- 15

Henze, M., W. Gujer, T. Mino, T. Matsuo, M. C. Wenîzel et G. v. R. Marais (1995) Activated sludee model no. 2, Scient. tech. rep. no 2, IAWQ, Londres

Horv&h, 1. (1984) Modelline in the technolow of wastewater treatment, Pergamon Press, Budapest, 202 p.

Iliuta, 1. (1997) Performance of fixeci-bed reactors with two-ohase u~flow and downfiow, J. Chem Tech, Biotechnol., 68,47-56

Jeppsson, U. et G. Olsson (1993) Reduced order models for on-line Darameter identification of the activated sludge mocess, Wat. Sci. Tech., 28, 1 1- 12, 173-1 83

Julien, S. (1997) Modélisation et estimation pour le contrôle d'un ~rocédé boues activées éliminant l'azote des eaux résiduaires urbaines, Thèse de doctorat, Institut National Polytechnique de Toulouse

Kappeler, J. et W. Gujer (1992) Estimation of kinetic uarametes of heterotroohic biomass under aerobic conditions and chmcterization of wastewater for activated sludge modellinn, Wat. Sci. Tech., 25,6, 125-139

Karr, A. E. (1 959) Performance of a Reciprocating Plate Extraction Column, AlChE J. , 5, 446-452

Kumar, A. et S. Haaland ( 1 989) Prediction of continuous-phase axial mWng coefficients in pulsed mrforated date extraction columns, Ind Eng. Chem. Res., 28, 1507-15 13

Larrea, L., J. L. Garcia-Heras, E. Ayesa et J. Florez (1992) Desiening emeriments to determine the coefficients of activated sludae models bv identification algonthms, Wat. Sci Tech., 25,6, 149- 1 65

Lesouef, A., M. Payraudeau, F. RogalIa et B. Kleiber (1992) O~timizinrr nitroaen removd reactor configuration bv on-site calibration of the IAWPRC activated sludge model, Wut. Sci. Tech., 25,6, 105-123

Lessard, P. (1989) O~erationd water aualitv rnanaeement: conml of stom discfiar~;es, Thèse de doctorat, University of London, Imperia1 Coilege, 390 p.

Lessard, P. et M. B. Beck (1993) Dynamic modeilhg of the activated sludae orocess: a case study, Wat. Res., 27,963-978

Lounes, M. (1994) Conceotion et oerforrnance de bioréacteurs à ~Iateaux A mouvements alternatifs, Thèse de doctorat, Université Laval, Département de gh ie chimique, 207 p.

Lounes, M. et J. Thibault (1 994) Mass transfer in a reci~rocating date bioreactor, Chem. Eng. Cornm., 127,169-1 89

Lounes, M., L Audef J. Thibault et A. LeDuy (1995) Descn~tion and evaluation of reci~rocatine dates bioreactors, Bioproc. Eng., 13, 1 - 1 1

Lounes, M., B. Grandjean et J. Thibault (1993) A s h l e model for Iicpid axiai dimersion in a reciprocating la te fermenter, I l h Internationai Congress of Chernical Engineering, Chemical Equipment Design and Automation, August 29&-~eptember 3", Prague

Malina, J. F. et F. G. Pohland (1992) Design of Anaerobic orocesses for the Treatment of Industrial and Munici~ai alastes, Technomic Pub

Minett, S. (1995) The ootimai conditions for aeration - the views of two leading &man researchers, Europ. Wat. Pd. Cont., 5,6, 17-1 9

Moppett, G. D., C. D. Rieliy et J. F. Davidson (1 995) Oxyzenator for waste water treatment usinn a stationaw bubbIe cloud in a down-flowine: liauid, Tram. I: Chem. E., 73, 685-689

Peny, R H., Green, D. et Maloney, J. 0. (1984) Perry's chernical eneineers' hmdbook, 5' édition, McGraw Hill, New York, 2329 p.

Pons, M. N., L. Pereira, N. Roche, B. Weiss, C. Prost, J. P. Corriou (1996) Methodoloq for the deveio~ment of a wastewater treatment lan nt simuiator, Cornpufers chem. eng., 20, S 1395s 1400

Ramaiho, R. S. (1983) Introduction to wastewater treatment processes, 2' édition, Academic Press, New York, 580 p.

Siegrist, H. et M. Tschui (1992) Intemretation of exoerimentai &ta with regard to the activated sludrre model no. 1 and cdibration of the mode1 for munici~al wastewatet treatment plants, Wat. Sci. Tech., 25,6, 167- 1 83

Stokes, L., 1. Takacs, B. Watson et J. B. Watts (1993) Dmamic modellïnrr of an ASP sewarre works - a case study, Wat. ScL Tech., 28, 1 1 - 12, 15 1 - 16 1

Tchobanoglous, G. (1 99 1) Wastewater enaineerin~: treatment. dimosal and reuse, 3' édition, McGraw Hill, New York, 1334 p.

Waiiey, P. B. et J. F. Davidson (1974) Liauid circulation in bubble columns, Insm C h Engs. S ~ y m Ser. J., 38, p. 5

Wanner, O., J. Kappeler et W. Gujer (1992) Calibration of an activated sludge mode1 based on human emrtise and on a mathematical o~timization technique - a com~arison, Wat. Sci. Tech., 25,6, 141 -148

Wentzl, M. C., G. A. Ekama et G. v. R Marais (1992) Processes and modelluie of nitrification denitrification biolo~cal excess phosphorus rernoval mstems - a review, Wat. Sei Tech., 25,6,59-82

Yu, Y.-H. et S. D. Kim (1987) Axial dimersion. holdu~ and flooding characteristics in pulsed extraction columns, Can J. Chem Eng., 65,752-758

Yuan, W., D. Okrent et M. K. Stenstrom (1993) Mode1 calibration for the hi&-puri- oxwen activated sludne process - a1g;orithm develo~ment and evaluation, Wat. Sci. Tech., 28, 11-12, 163-171

Annexe A

Structure du modèle

La figure de la page suivante iIlustre la structure générale du modèle.

Le calcul de l'état du bioréacteur se fait en deux étapes: d'abord, on modélise le

comportement cinetique des variables. Pour ce faire, on calcule les dérivées par rapport au

temps pour chaque variable d'état et on applique, pour chaque variable d'état C, I'kquation

suivante:

La deuxième étape consiste à modéliser le comportement hydrodynamique du

bio réacteur. On calcule donc, pour un déplacement incrdmentiel de i'ensemble de plateaux

perforés, les variables d'état pour chaque cellule. Les différents paramètres de configuration

et d'opération du bioréacteur qui peuvent être spécifiés sont les hauteurs libres au dessus du

premier plateau et au dessous du dernier plateau, la hauteur entre les plateaux, le nombre de

plateaux, la fréquence d'agitation, I'amplitude d'agitation, la vitesse superficielle de Fair et

la section du bioréacteur.

f Lecture des fkhiers de do&

1 du bioréacteur et ttat de lafbnt) 1

w

Caicui de i'état maQl du bioréacteur 1

Calcul des dénvées par rapport au temps w + [ Calcul de Mat des variables à t + At (

Calcul de Mat du bioréacteur += + 1 Calcul de Fétat du décanteur et du 1

recyclage des boues I

Figure A. 1 : Structure du code de calcul

Comme nous i'avons mentionné, le modèle du décanteur est simple; il s'agit en fait

d'un bilan de matih. Les deux variables qui sont sp6cifïées au modéle pour obtenir une

solution unique sont le taux de séparation du décanteur, d&hi comme &ant la Faction des

solides entrant dans le décanteur qui se retrouvent A l'effluent, et l'fige des boues. -

Enfin, lorsque l'état du bioréacteur, du décanteur et du recyclage de boues est

calcule, le modéle vérifie si le bilan de matière est ferme. Ceci permet de s'assurer que la

quantité de boues soutirées au décanteur est au moins égale au ddbit de recyclage exigé. Si

le bilan de matière ne ferme pas, un message d'erreur est envoyé et la simulation est arrêtde.

D'autre part, toutes les conditions d'utilisation spécifiques au modèle no 1 de

llIAWQ sont respectées, notamment en ce qui concerne la stabilité numérique. En effet, le

pas de temps est imposé par le modèle hydrodynamique, en fonction de la durée du

ddplacement incrémentiel de l'ensemble de plateaux. Toutefois, le pas de temps peut être

réduit si les conditions de stabilité numérique du modèle cinétique ne sont pas satisfaites.

Ces conditions sont définies comme suit:

En pratique, les conditions de stabilitc! sont presque toujours rencontrées puisque le

pas de temps du modèle hydrodynamique est passablement court. 11 est cependant important

de consemer cette boucle de vérification dans le modèle, car la dynamique du transfert

d'oxygène est relativement rapide, et le critère de stabilité calculé avec la dérivée de la

concentration boxygéne par rapport au temps est généralement du même ordre de grandeur

que le pas de temps.

Le code de calcul du mod&Ie et les fichiers de d6marrage sont présentés aux pages

suivantes.

FICHIER M0DELE.F

program main

Programme de simulation d'un bioreacteur a plateaux a mouvement alternatif ecrit par Martin Cote, departement de genie civil Dans le cadre du programme de maitrise en genie civil (option assainissement) Directeur: Paul Lessard Codirecteur. Bernard Grandjean

Ce programme simule le traitement d'eaux usees dans un bioreacteur a plateaux perfores a mouvement alternatif. Le modele hydrodynamique utilise est uo modele simple de dispersion axiale (voir Lounes, M., B.P.A. Grandjean et J. Thibaulf A simple mode1 for liquid axial dispersion in a reciprocating plate fermenter, 1 1 th international wngress of Chernical Engineering, 29/08/93-3/09/93, Prague) Le modele cinetique utilise est le modele no 1 de IlAWQ auquel est ajoute une fonction simple de dependance a la temperature

Lecture des parametres cinetiques et stoechiometriques

1 O0 read (1, *) a(i) C

c Lecture de la definition du bioreacteur C

open(2, fiIe="test2.txt"~status-'old') do 1 IO i=l,ll

i 1 O read (2, *) b(i) C

c Lecture de la definition de l'affluent C

open(3,file="test3 .txtw ,status-'old') read (3,*) dco read (3,*) nh4

read ( 3 3 ntk read (3 ,*) soini read (3,*) mlssini Rad ( 3 3 qo read ( 3 3 temp read ( 3 3 tmax close( 1 ) dose(2) close(3)

Correlation pour le KLa a(20)=1.1 S*O.OO723*(((@(6)/O.O8)**3.)*28OO.*b(S)**3.lO6)**O.~9)*(b(8)**O.W)

Puissance par unite de volume (Wfm3) ~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~*b(5)**3.1 O6 Wnte (*,*) 'Puissance par unite de volume:',dummy,'W/m3' write (*, *) XLa:',a(2O)

Correlation pour La concentration de saturation de I'oxygene dissous a(3O)=I 2.92gf exp(-0.01 7gftemp)

Un compartiment de plus que le nombre de plateaux b(4)=b(4)+ 1. nplat=ht(b(4))

Vitesse superficielle (m/s) b(i2)=40*(1 .+b(l l))h(7)

Temps pour une oscillation (s) b(l3)=l h ( 5 )

Temperature (OC) b(l4Memp

Volume du bioreacteur (m3) b( 1 5)=@( 1 )+W+b(3 )*@(4)-2))

Increment de temps (s) dt=b( 1 3)/(2. *a(32)) Hauteur sous le plateau 1 (m) hl(l)=b(l)

Hauteur au dessus du plateau n (m) hn( l )=b(2)

Debit d'eau usee q( 1 1-0

Debit d'alimentation

Etat de l'affluent

x0(3)=0. x0(4)=0. xO(S)=O. nO(l)=0. n0(2)==4 nO(3)=(ntk-nh4)* a(î5) nO(4)=(ntk-&4)*a(26) soO=soini

C

c Etat initial de I'alimentation C

sf(1 )=sO( 1 ) sf(2)=s0(2)/(1 .+b(ll)) ~ ( l M o ( l ) ld(2px0(2)/(1 .+b( 1 1 )) xf73 )-missini4a(27)/a(29) xf(4)==ssini * a(2 8)/a(29) do 120 i=1,4

1 20 nf(i)=nO(i)/( 1 .+b( 1 1 )) so+soO

C

c Etat initial du bioreacteur c Profil de concentration lineaire (substrat biodegradable) c Profil de concentration constant (biomasse et oxygene dissous) C

do 140 j=l,nplat s(l j)=sf(l) s(2J)=sf(2)*(npIat-j + 1 )/nplat x(lJ)=xf(l) x(2 jw(2)*(nplat-j+ 1 )Inplat do 150 i=3-5

150 x(iJ -(i) do 160 i=1,4

160 n(i j )==il * (nplat-j + 1 )Inplat 140 so(j)=sof C

c Etat initiai du decanteur C

cal1 decant(q,s7x~so,se,xe~e7soe,s~u,sou,bpp~at) C

M. compt=û

180 c ~ m p ~ o m p t + l compt2=compt2+ 1

C

Verifkation du debut d'une oscillation

Calcul de I'etat du bioreacteur

Calcul de I'etat du decanteur

Fermeture du bilan de masse pour un increment de temps

Ecriture du fichier de reponse dynamique

if (comptî.eq.(int(40000. * a(32)))) then d=Y=q(6)*(xu(2)+m3 )+xu(4)+=w write (*.*) f se(2),xe(2),soe write (*,*) ' ',~(3,19),dummy compt24

endif

Continue la boucle si tmax n'est pas atteint

Imprime les resuitats

cal1 imprim(s0,x0,n0,so0,sf7xf,nf7sof,~,xp,so7se~e7ne,soe7~~~~~~~q,np1at) end

hteger nplat,compt,ntour C

c Increment de temps initial C

dtini=dt C

c Calcul des derivees C

200 cd1 dsdt(s,x,n,so,a, b,ds,nplat) cal1 dxdt(s,x,n,so,a,b,dx,nplat) cail dndt(s,x,n,so,a, b,dn,nplat) cal1 dsodt(s,x,n,so,a,b,dso,np1at)

C

c Calcul du cntere de stabiiite numenque C

cal1 critere(so,dso,critpplat) C

c Verifïcation de la stabilite numenque C

if (dt-gtcrit) then n t o w 1 d W 1 0 . go to 200

endif C

c Avance d'un increment de temps C

t=t+dt C

c Calcul de l'etat du bioreacteur C

do 210 j=l,npIat do 220 i= 1,2

220 s(iJ)=s(i j)+ds(i j)*dt do 230 i=1,5

230 x(iJ)==i(ij)+dx(i j) *dt do 240 i=1,4

240 n(iJ)==(i j)+dn(i j)*dt 2 10 so(j)=so(j)+dso(j)*dt C

c Modele hydrodynamique du bioreacteur a plateaux C

if (compt.1e. int(a(3 2))) then caii descendre(s,x,n,so,sf,~~,sof,a,b,.h 1 ,hn,dt,nplat)

else

c Si ltincrement de temps a diminue, continue la boucle C

if ((t-ntour* dt-tdtini). gt. t) tben ntour-1itoour+ 1 go to 200

endif

c Si Itincrement de temps a diminue, retour a I'increment de temps c initiai une fois la boucte completee C

d t = tini end

integer nplat C

c Caicui des MVES a Itentree du decanteur

c Bilan de matiere sur le decanteur c Debit de recyclage des boues

c MVeS dans les boues

xu(i)=(q(2)*x(i,nplat)* b(l O)-b(l S)*x(i,nplat))*(l .+b(l l))/(q(2)*b(ll )*b(l O)) 3 10 xsoutim<soutir+xu(i)

c Debit de purge

C

q(6)=(b( 1 5 ) *xalim/b(l O)-(q(î)-q(S)) *xalim* b(9))/(xsoutir-b(9)' C

c Debits de boues et d'effluent C

q(4)=q(5)+q(6) q(3 )=q(2)-¶(4)

C

c Etat de l'effluent et du soutirage des boues C

do 315 i=1,2 se(i)=s(i,nplat)

3 1 5 su(i)=s(i,nplat) do 320 i=1,5

320 xe(ih(i,nplat)* b(9) do 330 i=1,3 ne(i)=n(i,npIat)

3 30 nu(i)=n(i,nplat) ne(4)==(4,npiat) * b(9) soe=so(nplat) sou=so(nplat) end

C C ***************************************

subroutine bilan(q,s0,x0,nO,so0,sf,dpf,sof,~nu,sou,a,b) r d sO(2),x0(5)a0(4),so0,sf(2)~(~)~(4),sof reai su(2),xu(5)~u(4),sou r d N32),b( 1 5)4(6),x

C

c Calcul du debit d'alimentation

c Verification si on soutire assez de boues pour le recyclage C

x=b(l l)*q(l) if (q(4)Jt.x) then write (*,*) 'Erreur - bilan impossible' stop

end if C

c Calcul des debits de recyclage et de vidange C

9(5)=q(l)*b(l1)

C

subroutine dsdt(s,x,n,so,a,b,dssiplat) s(2 J0)~(5,50)si(4,50),~0(50) a(32),b( 15)

reai ds(2,SO) integer nplat do 400 j=l aplat ds(1, j) = O .

400 ds(2, j) = -(l. I a(1)) * a(6) * a(3 1) ** (b(14) - 20.)* (s(2, j) 1 (a(7) + + s(2, j))) * (soo) I (a(8) + so(i))) *x(3, j) - (1.1 a(1)) * a(6) * a(3 1) ** + Ml41 - 20.) * ($2, jY(aV)+ ~ ( 2 , j))) * (a@) 1 (a@) + so(j))) * + (n(1, j) 1 (a(9) + n(i, j))) * a(l5) *x(3, j)+ a(17) * a(3 1) ** (b(14) - 20.) + * ((NLj) 1 N3 j)) @(W + ( ~ ( 2 , j) 1 ~ ( 3 , jN)) * KsoG) f + (a(8) + ~00))) + a(19) * (N8) 1 (a@) +SOU))) * (Nl, j) 1 (N9) + n(l,j)))) + *N3, j)

end C C *************************************** C

subroutine dxdt(s,x,n,so,a,b,dx,nplat) red s(2,50),x(5,5O),n(4,5O),so(50) r d a(32),b(15) reai dx(5,SO) integer nplat do 4 10 j=l ,nplat dx(1, j) = O. dx(2, j) = (1. - a(3)) * (a(10) * a(31) ** (b(14) - 20.)* x(3, j)) + (1. -

+ a(3)) * (a(14) * a(3 1) ** (b(14) - 20.)* x(4, j)) - a(17) * a(3 1) * * (b(14) - 20.) + * ((~(2, j) 1 ~ ( 3 , j)) 1 (a(18) + (~(2 , j) M3, j)))) * ((so(i) 1 (a(8) + so(i))) + + * (a@) 1 (a@) + ~06))) * (Nl. (N9) + n( 1, j)))) * x(3, j)

dx(3, j) = a(6) * a(3 1) ** (b(14) - 20.)* (s(2, j) 1 (a(7) + s(2, j))) * (

+ soo) 1 (a(8) + sou))) * x(3, j) + a(6)* a(3 1) ** (b(14) - 20.) + * (~(2, j) (a(7) + ~ ( 2 , j))) * (a(8) /(a(8) + =@)) * (n(l, j) 1 (a (9 + + n(1. j))) * a(15) * x(3, j) - a(l0) *a(3 1) ** (b(14) - 20.) * x(3, j)

dx(4, j) = a(ll) * a(3 1) ** @(14) - 20.)* (n(2, j) / (a(12) + ~ ( 2 , j))) * + (so(j) / (a(13) + soo))) * x(4, j) -a(14) * a(3 1) * * (b(14) - 20.) * x(4, j)

410 dx(5,j)=a(3)*a(lO)*a(3I)**@(14)-20.)*~(3,j)+a(3)*a(14)*a(31)** + (b(14) - 20.) * x(4, j)

end C C ....................................... C

subroutine dndt(s,x,n,so,a,b,dapplat) reai s(2,50),x(S,S0),n(4,50),so(50) real a(32),b(lS) red dn(4,SO) integer nplat do 420 j=I aplat dn(1, j) = -((l. - a(1)) 1 (2.86 * a(1))) * a(6) *a(3 1) ** (b(14) - 20.) *

+ (~(2, j) (a(7) + ~ ( 2 , j))) * (a@) /(a@) + so(j))) * (Nl, j) 1 (a(9) + + n(1. j))) * a(15) * x(3, j) + (1 l a(2))* a(11) * a(3 1) ** (b(14) - 20.) + * j) / (a( 12) + n(2, j))) *(SOU) 1 (a( 13) + so(j))) * x(4, j)

dn(2, j) = -a(4) * a(6) * a(3 1 ) * * (b(14) - 20.)' (s(2, j) / (a(7) + s(2, j))) + * (so(i) / (a(8) + soo))) * x(3, j) - a(4)* a(6) * a(3 1) * * (b(14) - 20.) + * (~(2, j) 1 (a(7) + ~(2 , j))) *(a@) / (a@) + so(i))) * (n( 1, j) 1 (a(9) + + n(1, j))) * a(l5) * x(3, j) - (a(4) + lJa(2)) * 411) * a(31) ** (b(14) - 20.) + * (n(2, j) 1 (a( 12) +nV, j))) * (so(i) (a(13) + SOU))) * + x(4, j) + a(16) * a(3 1) ** (b(14) - 20.)* n(3, j) * x(3, j)

dn(3, j) = -a(l6) * a(31) ** (b(14) - 20.)* n(3, j) * x(3, j) + a(17) * a(31) + ** ( W 4 ) - 20.1 * ( ( ~ ( 2 , j) N 3 , j)) (W8) + ( ~ ( 2 , j) 1 + ~ ( 3 , jN)) * ((SOU) 1 (a@) + soü))) +NI91 * (a@) 1 (a@) + soci))) * W, j) + 1 (a(9) + 4 1 , j)N) * ~ ( 3 , j) * M4, jY ~ ( 2 , j))

420 dn(4, j) = (a(4) - a(3) * a(5)) * a(10) * a(3 1)** (b(14) - 20.) * x(3, j) + ( + a(4) - a(3) * a(5)) * a( 14) * a(3 1)** (b(14) - 20.) * x(4, j) - + a(17) * a(3 1) ** (b(14) - 20.)* ((x(2, j) / x(3, j)) / (a(18) + ( + ~ ( 2 , j) 1 ~ ( 3 , j)))) * ( (~00) (a@) +SOU))) + a( 19) * (a(8) 1 (a@) + soü))) + * M 1 j) 1 M9) + - jN)) * N3, j)* (N4, j) 1 ~ ( 2 , j))

end C C ****t***************************f******

C

subroutine dsodt(s,x,n,so,a,b,dso,nplat) reai s(2,50),x(5,50),n(4,50),s0(50) real a(3 2),b(15) reai dso(50) integer nplat

do 430 j=l,nplat 430 dso(j)=~1.-a(l))Ia(l))*a(6)*a(31)**@(14)-20.)*(s(2,j)/

+ (N7) + $2, j 1)) * (SOU) (a@) + so(i))) * x(3, j) - ((4.57 - / a(2)) * a( 1 1 ) + * a(31) ** (b(14) - 20.)* (n(2, j) / (a(12) + n(2, j))) * (sou) / + (a(13) + soo))) * x(4, j) + a(20) * (a(30)- soü))

end C C **********************tt************f**

subroutine critere(so,dso,crit,nplat) real so(5O),dso(5O),crit integer nplat cri~abs(so(l)/dso( 1)) do 440 j=2pplat

if (crit.gt(abs(so(i)/dso(j)))) crit=abs(so(j)/dso(j)) end

C

subroutine descendre(s,x,n,so,sf,xfpf,sof,a,b,hl ,hn,dt,nplat) sf(2),W),d(4),sof

reai s(2,50),x(5,50),n(4,50),so(50) reai a(32),b(lS),dt r d hl (2)Jm(2)

~p~(27~0),~pr(~,50)~pr(4,50),sop~(50) integer nplat do 500 j=l aplat do 510 i=1,2

510 spr(i j)==s(i j ) do 520 i=1,5

520 ~ f l k i H(ixi 1 do 530 i=1,4

530 npr(ij)=n(i j) 500 sopr(j)=so(j)

h 1 (2)=h 1 ( 1 )+b(6)/a(32) do 540 i=l,2

540 s(i,1)=(1./h1(2))*(s(i,1)*h1(l)+s(i,2)*b(6)/a(32)+(sf(i)-s(i71))*b(12) + * dt)

do 550 i=I ,5 550 x(i,1)=(1./h1(2))*(x(i,1)*hl(l)+x(i,2)*b(6)/a(32)+(xf(i)-x(i,l))*

+ b(12) * dt) do 560 i=1,4

560 n(i,l)=(l./hl(2))*(n(i,l)*hl(l)+n(i,2)*b(6)/a(32)+(nf(i)-n(i,l))* + b(l2) * dt)

so(1) = (1. I hl(2)) * (so(1) * hl(l) + so(2) * b(6) I a(32) + (sof - so(1)) * b(12) * dt)

do 570 j=Z,(nplat- 1 ) do 580 i=l,î

580 s(i. j) = (1.1 b(3)) * (s(i, j) * (b(3) - b(6) / a(32)) + spr(i, j + 1) * b(6) / a(32) + + (spr(i, j - 1) - s(i, j)) * b(12) * dt)

do 590 i=I,5 590 x(i, j) = (1.1 b(3)) * (x(i, j) * (b(3) - b(6) 1 a(32)) + xpr(i j + 1) * b(6) 1 a(32) +

+ (xpr(i, j - 1) - x(i, j)) * b(12) * dt) do 600 i=1,4

600 n(i, j) = (1.1 b(3)) * (n(i, j) * (b(3) - b(6) 1 a(32)) + npr(i, j + 1) * b(6) 1 a(32) + -t (npr(i, j - 1) - n(i, j)) * b(12) * dt)

570 soo) = (1.1 b(3)) * (sou) * (b(3) - b(6) I 432)) + sopr(i+ 1) * b(6) / a(32) + (sopr(j - + +

1 1 - sou)) * b(12) * dt)

hn(2)=hn(l )-b(6)/a(3 2) do 610 i=IJ

610 s(i, nplat) = (1.1 hn(2)) * (s(i, nplat) * hn(2) + (spr(i, (nplat-1)) - s(i, nplat)) * b(12) + * dt)

do 620 i=1,5 620 x(i, nplat) = (1. I hn(2)) * (x(i, nplat) * hn(2) + ( mi, (nplat-1)) - x(i,

+ nplat))*b( 12)* dt) do 630 i=1,4

630 n(i, nplat) = (1.1 hn(2)) * (n(i, nplat) * hn(2) + (npr(i, (nplat-1))- n(i, nplat)) * + b(12) * di)

~ (np ia t ) = (1.1 hn(2)) * (so(np1at) * h(2 ) + (sopr(np1at-1) - so(nplat)) * b(12) * dt) hl (l)=h1(2) hn(1 )=hn(2) end

C C *************************************Ir*

C

subroutine monter(s,x,n,so,sf.,xf~,sof,a,b,h 1 &dt,nplat) red sfT2)7~(5)Ja4),sof red s(2,50),x(5,50),n(4,50),so(50) reai a(32),b(15),dt real h 1 (2),hn(2)

~~~(z,5o),wr(5,50)~~~(4¶5~)7sop~(50) integer nplat hn(2)=hn( 1 )+b(6)/a(32) do 70 1 j= 1 ,nplat do 702 i=l,2

702 spr(i j)=s(i j) do 703 i=1,5

703 xpr(i j)=x(i j) do 704 i=1,4

704 n ~ r ( i j )-aO(ij

70 1 sopr(j)=so(j) do 700 i=1,2

700 s(i, nplat) = (1.1 hn(2)) * (s(i, nplat) * h(1 ) + s(i, (nplat-1)) * b(6) / a(32) + (s(i, + (nplat-1)) - s(i, nplat)) * b(l2) * dt)

do 710 i=1,5 71 0 x(i, nplat) = (1. / hn(2)) * (x(i, npIat) * hn(1) + x(i, (nplat-1)) * b(6) / a(32) + (x(i,

+ (npiat-1 )) - x(i nplat)) * b(12) * dt) do 720 i= 1,4

720 n(i, nplat) = (1 - / hn(2)) * (n(i, nplat) * hn(1) + n(i, (nplat-1)) * b(6) 1 a(32) + (n(i, + (npiat-1)) - n(i, nplat)) * b(l2) * dt)

so(np1at) = (1. / hn(2)) * (so(np1at) * hn(1) + so(np1at-1) * b(6) / a(32) + (so(np1at-1) + - so(np1at)) * b(12) * dt)

do 730 j=2,(npIat- 1) do 740 i=1,2

740 s(i, j) = (1.1 b(3)) * (s(i, j) * (b(3) - b(6) / a(32)) + spr(i, j - 1) * b(6) 1 a(32) + + (spr(i, j - 1) - s(i, j)) * b(12) * dt)

do 750 i=1,5 750 x(i j) = (1.1 b(3)) * (x(i, j) * (b(3) - b(6) I a(32)) + xpr(i, j - 1) * b(6) I a(32) +

+ (xpr(i, j - 1) - x(i, j)) * b(l2) * dt) do 760 i=1,4

760 n(i, j) = (1. / b(3)) * (n(i j) * (b(3) - b(6) I a(32)) + npr(i, j - 1) * b(6) I a(32) + + (npr(i, j - 1) - n(i, j)) * b(l2) * dt)

730 so(j) = (1. / b(3)) * (so(i) * @(3) - b(6) / a(32)) + sapa - 1) * b(6) 1 a(32) + + (sopr<i - 1) + - so(i)) * b(12) * dt)

h 1 (2)=hl(l)-b(6)/a(32) do 770 i= 1,2

770 s(i,1)=(l./h1(2))*(s(i,1)*hl(2)+(sf(i)-s(i,1))*b(12)*dt) do 780 i=1,5

780 x(i,l)=(l.Ih1(2))*(x(i,l)*hl(2)+(xf(i)-x(i,l))*b(12)*dt) do 790 i= 1,4

790 n(i,1)=(1.Ih1(2))*(n(i,l)*hl(2)+(nf(i)-n(i,l))*b(l2)*dt) so(1) = (1.1 hl(2)) * (so(1) * hl(2) + (sof - so(1)) * b(12) * dt) hl(l)=h1(2) hn( 1 ) = h m end

C C *************************************** C

subroutine imprim(s0,x0~0,so0,~f,xf~,~0f,s~so,se,~e,ne,soe,s~u,sou,q~pIat) reai sO(2),xO(S),n0(4),soO,sf(2)~(5),~4),sof reai s(2,SO),x(S ,5O),n(4,50),~0(50),dumrny reai se(2),xe(5),ne(4),soe,su(2),xu(5)~~(4),sou r d q(6) integer nplat

open(5,~~"redtats/bpmaadat",status=='unkno~1~') *te (5 ,*) (so(i),i= 1 2),(xO(i),i=l $),(nO(i),i= 1,4),soO &te (5,*) (sf(i),i=l,2),(xf(i),i=l ,S),(nf(i),i=I ,4),sof do 860 j=l aplat

860 write (5,*) (s(i j),i=l ,Z),(x(i j),i=l ,S),(n(i j),i= l ,lt),so(j) write (5, *) (se(i),i= 1,2),(xe(i),i= 1 ,S),(ne(i),ï= l,4),soe &te (5, *) (su(i),i= 1,2),(xu(i),i=l J),(nu(i),i= l,4),sou write (5,*) (q(i),i=1,6) d-Hxu(2)+xu(3 )+xu(4)+xu(5))*q(6) write (5,*) dummy close(5) end

FICHIER TEST1 .TXT

FICHIER TEST2.TXT

FICHIER TEST3.TXT

Annexe B

Traitement des données expérimentales

L'eau usée utilisée pour les expériences était une eau usée synthétique à base de

glucose; ceci permet de poser les deux hypothèses simplincatrkes suivantes:

la demande chimique en oxygène de i'afnuent est égaie à sa demande th6orique en

oxygène;

le substrat est uniquement compose de substrat soluble et biodégradable 05, = 1).

Ces deux hypothèses sont relativement faciles à justifier. En effet, Brauer et Sucker

(1979) ont posé une hypothèse similaire pour le carbone organique total (COT); par la suite,

des mesures en laboratoire ont permis de déterminer une valeur de 445.0 mg COTA selon la

méthode traditionnelle, d o s que la valeur théorique était de 445.2 mg COTA. Le glucose

est facilement assimilable par les micro-organismes, puisqu'il ne nécessite aucune

transformation préalable (e.g . hydrolyse).

Les concentrations de glucose équivalent à une demande théorique en oxygène de

880 mgA. Le débit d'eau usée était constant tout au long des expériences.

La configuration et les conditions d'opération du bioréacteur étaient assez

rapprochées de celles pour lesquelles Lounes et al. (1993) ont développé le modèle

hydrodynamique, comme nous pouvons le constater au tableau C. 1.

Tableau B. 1 Configuration et conditions d'opération des bio~cteurs de Brauer et Sucker (1979) et de Lounes et al. (1993)

Paramètre Unités Brauer et Sucker (1979) Lounes et d (1993) Hauteur entre les plateaux mm 42 50 Nombre de plateaux - 18 18 Fréquence d'osciliation s-' 0.8 0.1-1.5 Course du piston mm 80 1 O0 Diamètre du bioréacteur mm 300 101.6

Ces paramètres ont, pour la plupart, une influence sur le degré d'homogthéité des

cellules du bioréacteur. La similarité des valeurs entre les deux travaux nous permet de

supposer que les hypothèses qui ont été validées par les constatations de Lounes et al.

(1993) seront egalement valables pour représenter le comportement hydrodynamique du

bioréacteur de Brauer et Sucker (1 979).

Un des paramètres importants du modèle, l'âge des boues, n'était pas indiqué dans

les travaux de Brauer et Sucker (1979). L'âge des boues détermine la concentration en

solides des boues, et influence donc la concentration de la biomasse dans la liqueur mixte,

qui a un effet direct sur le taux de conversion. Toutefois, les valeurs de solides dans les

boues et dans la liqueur mixte étaient fournis; leurs valeurs étaient respectivement de 8000

mg/l et de 3 1 000 mgll. Nous avons donc évaiué l'âge des boues de la façon suivante:

en négligeant le flux de solides par i'effluent, la définition de l'âge des boues est:

où 9, = âge des boues (s)

V = volume du bioréacteur (m3)

X = solides dans la liqueur mixte (g/m3)

Q, = débit de purge des boues (m3/s)

= solides dans les boues (g/m3)

lu valeurs de V et X sont connues, mais les valeurs de Q, et Y, sont inconnues.

Toutefois, en régime stationnaire, nous pouvons supposer que le flux de solides purgés,

QX, est égal à la quantité de solides produits par la croissance de la biomasse. Nous

pouvons évaluer cette dernière valeur par l'équation suivante:

où N, = quantité de solides produits (g/s)

Y, = coefficient de génération de la biomasse hétdrotrophe (-). La valeur

typique de ce paramètre, donnée par Henze et al. (1986), est de 0.67

S, = concentration de substrat à l'entrée du procédé (g D C O / ~ ) )

S, = concentration de substrat à la sortie du procede (g D C O / ~ ~ )

Q,, = débit d'alimentation d'eau usée (m3/s)

f, = facteur de conversion des matières particulaires (g MVeS/g DCO). La

valeur généralement utilisée pour ce paramètre (voir par exemple

Lessard (1 989)) est de 1

en substituant I'équation (5) dans I'équation (4), nous obtenons l'équation suivante qui est

celle que nous avons utilisée pour le calcul de I'âge des boues:

Les valeurs d'âge des boues ainsi calculées sont de i'ordre de 7 à 8 heures, ce qui

peut sembler faible; par contre, le temps de résidence dans le bioréacteur étant lui aussi

faible, des valeurs d'âge des boues plus élevées entraîneraient des concentrations de solides

dans la liqueur mixte beaucoup trop grandes. Le rapport entre le temps de séjour et l'âge des

boues est d'environ 0.03, ce qui est du même ordre de grandeur que ce qui est observé sur la

majorité des procédés de boues activées. Ce rapport influence directement la concentration

de solides dans les boues comme on peut le constater dans i'équation suivante qui découle

du bilan de matière effectué sur le décanteur:

On voit donc que les matières en suspension dans les boues dépendent des matières

en suspension a la sortie du bioréacteur, du taux de recyclage, et du rapport entre le temps

de séjour et I'âge des boues I.. Ce rapport est toujours infëneur a 1. Plus ce rapport est 4

près de O (c'est-Mire plus le temps de séjour est coint ou plus I'âge des boues est élevé),

plus on aura de matières en suspension dans les boues, et par le fait même dans le

bioréacteur.

D'autre part, l'introduction des valeurs calculées d'âge des boues dans le modèle

donne des concentrations de solides dans les boues d'environ 32 000 mgIl, ce qui se

rapproche passablement de ce qui a été mesuré par Brauer et Sucker (1979). 11 s'agit donc

d'une indication supplémentaire de la validité de la démarche que nous proposons.

Annexe C

Résultats de simulation du bioréacteur à plateaux

Les résultats de simulation du bioréacteur à plateaux sont présentés aux pages

suivantes.

Tableau C, 1 Résultats de l'analyse de sensibilite Variation des paramttres de I- 10%

Tableau C.2 Simulation du biordactcur B plateaux pour difltrtntcs concentrations d'oxygtnc dissous

Conditions d'opération Dcoo r a Fréquence Uo dm, ûéblt Oc

dm3 heures - Hz m/s m m3/s jours 0.005 0.050 2.84E-06

Bioréackur plateaux B mouvement alternatif DCO, Xe,ylM O1 dissous Enltvemcnt Production boucs Consommation d'tncrgic KLû

Tableau C.2 (suitc) Simulation du biordacteur ii plateaux pour difTtrcnrcs concentrstions d'oxygtnc dissous

Conditions d'optration moo t a Frtqucncc Ua , Débit Oc

g/m3 heures - Hz mis m m'/s jours 0.005 0.084 2.84E-06

Bioréacteur B plateaux B mouvemcni altcmatif DCO, XB,Kw Ol dissous Enlhverncnt Production boucs Consommation d'énergie KLa

%m3 s/m3 dmJ % g solidesls g solidesig DCO w/m3 Jlg DCO h" 25 5984 2.30 97.5% 1.08E-03 17.95

Tableau C.2 (suite) Simulation du bioréactcur A plateaux pour diffkrentcs concentrations d'oxy~tnc dimus

Conditions d'ophtion Dcoo t a Frdqucnce Uo dm,, DCbit Oc

dm3 heures - Hz mls m m3/s jours 0.005 0.063 2.84E-06 5

Biortactcur d plateaux d mouvement alternatif DCO, XB,H,LM O2 dissous Enltvemcnt Production boucs Consommation d'tnergic KLa

dm' dm' % g solidco/s g solidcs/g DCO ~ l m ' Jlg DCO h" 81.06 1796.2 22.68

Tableau C.3 Simulation du biordacteur A plateaux pour differents temps de sejour

Conditions d'optration DCOo t a Frdquence Uo dm, Dtbit Oc

glm3 heures - Hz s m m3/s jours 1000 2.0 0.5 0.3 0.003 0.065 5.69E-06 2.5 1000 2.1 0.5 0.3 0.003 0.066 5.42E-06 2.625 1000 2.2 0.5 0.3 0.003 0.067 5.178-06 2.75 1000 2.3 0.5 0.3 0.003 0.066 4.958-06 2.875 1000 2.4 0.5 0.3 0.003 0.067 4.74E-06 3 1000 2.5 0.5 0.3 0.003 0.066 4.55E-06 3.125 1000 2.6 0.5 0.3 0.003 0.066 4.3758-06 3.25 1000 2.7 0.5 0.3 0.003 0.066 4.213E-06 3.375 1000 2.8 0.5 0.3 0.003 0.065 4.063E-06 3.5 1000 2.9 0.5 0.3 0.003 0.065 3.922E-06 3.625 1000 3.0 0.5 0.3 0.003 0.064 3.79E-06 3.75 1000 3.5 0.5 0.3 0.002 0.062 3.25E-06 4.376 1000 4.0 0.5 0.3 0.002 0.060 2.84E-06 5.001 1000 4.5 0.5 0.3 0.002 0.058 2.53E-06 5.624 1000 5.0 0.5 0.3 0,002 0.056 2.28E-06 6.249 1000 S,5 0.5 0.3 0.002 0.055 2.07E-06 6.875 1000 6.0 0.5 0.3 0.002 0.054 1.90E-06 7.5

Biortacteur à plateaux à mouvement alternatif DCO, XBeyLM O2 Enltvcment Production boues Consommation d'énergie KLa

dm3 g,/rn' g/m3 % g solidesls g solidcslg DCO w/m3 J/g DCO K' 528 4024 1.03 47.2% 1.42E-03 0,529 62.3 1 1425.9 18.40 368 5275 0.97 63.2% 1.758-03 0.51 1 64.93 1165.1 19.20 274 5955 1.02 72.6% 1,86E-03 0.495 67.57 1105.7 20.00 225 6042 1.00 77.5% 1.84E-O3 0.480 66,03 1058.2 19.53 160 6949 1.05 84.0% 1.858-03 0.465 67,14 1035,8 1937 136 6397 0.99 875% 1.81E-03 0.460 65.69 1026.5 19.43 I l 1 6791 0.95 90.6% 1.76E-03 0,453 64.45 1017.8 19.05 69 7029 0.97 94.0% 1.758003 0,446 64.48 1009.9 19,06 49 6743 1.05 95.1% 1.70E-03 0.440 63.20 1004.9 18.67 45 6692 0.99 95.5% 1.63E-03 0.435 61.62 1010.4 18.19 44 6618 1.10 95.6% 1.56E-03 0.43 1 59.73 1012.3 17.61 39 6227 0.98 96,1% 1.25E-03 0,400 53,27 1047.9 15.66 3 1 5990 0.99 96.9% 1.09E-03 0.396 48.25 1075.8 14,14 28 5620 0.99 97.3% 9.16E-04 0.373 44.02 1 100.4 12.86 25 5328 0.89 97.4% 8.08E-04 0.364 40.47 1120.7 11.80 23 5042 0.97 97,8% 7.18E-O4 0,355 37.87 1151.5 11.02 22 4742 0.99 97.8% 6.1 1E-O4 0.330 35.81 1186.1 10.40

Tableau C.4 Simulation du bioréactcur A plateaux poiir différentes charges organiques

Conditions d'optration DCOo t a Frtqucnce Uo dm, Dtbit Oc

Bioréactcur plateaux B mouvement alternatif DCO, XB,H,LM O1 EnlCvemcnt Production boucs Consommation d'tncrgic KLa

g/m3 heures - Hz rnls m m3/s jours 300 3 0.5 0.3 0.002 0.06 3.79E-06 3.75

g/m3 glm3 g/m' % g solidcs/s g solidedg DCO w/ml J/g DCO Y' 45 1835 0.94 85.0% 4.56E-04 0.472 38.22 2428.6 11.12

Annexe D

Résultats de simulation du procédé conventionnel

Les résultats de simulation du procédé conventionnel de boues activées sont présentés

à la page suivante.

Tableau D. 1 Simulation du procédé de boues activées conventionnel pour différentes charges organiques

Conditions d'opération DCO, t a Debit 8,

Rtacteur agite DCO, XBOHeLM O2 dissous Enl&vement Production boues Consommation d'dnergic KLa

heures - m3/s jours 300 5 0,s 2.28E-06 6.25

g/m3 g/m3 g/m> % g solidcds g solidcslg DCO w/m3 J/g DCO h" 20 1561 1 .O6 93,3% 2,60E-04 0.408 24.14 2327.8 7.56

l MAGE EVALUATION

APPLIEO IWGE . lnc 1653 East Main Street - -. - Rochester, NY 14609 USA -- -- - - Phone: 71 61482-0300 -- -- - - Fax: 71 6/28&5989

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