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Chapitre 2 REVUE DE LITTÉRATURE SUR LA FILTRATION MEMBRANAIRE

Table des matières

Ce chapitre permet de présenter les concepts théoriques importants pour la compréhension de la suite du mémoire. Il est à noter que la revue de littérature se consacre entièrement aux procédés de filtration sur membrane. La section 2.1 se penche sur la présentation des membranes, la section 2.2 sur leur classification tandis que la section 2.3 décrit les principes d’opération des procédés membranaires. La section 2.4 présente les modules membranaires et explique l’hydrodynamique à l’intérieur de ceux-ci. La section 2.5 met en évidence le principal problème de ce type de procédé : le colmatage, puis la section 2.6 discute des différentes applications de la NF dans le domaine de l’eau potable à l’aide d’exemples concrets. Il est important de noter que toutes les variables et les équations présentées dans ce mémoire sont exprimées dans le système international d’unités sauf en cas d’avis contraire.

Une membrane est une mince couche de matière permettant d’effectuer une séparation solide-liquide sélective à l’échelle microscopique lorsqu’elle est soumise à une force motrice. Cette force peut être générée par un gradient de pression, de concentration ou de potentiel électrique, de part et d’autre de la membrane. Les matériaux avec lesquels sont fabriquées les membranes peuvent être polymériques ou inorganiques. Dans le domaine de l’eau potable, pour des raisons pratiques et économiques, les matériaux employés sont essentiellement des polymères et la force motrice utilisée pour pousser l’eau à travers la membrane est principalement un gradient de pression.

La structure d’une membrane et la nature des matériaux la composant déterminent son pouvoir de séparation. Toutefois, pour une membrane donnée, le taux de séparation d’une substance dépend de sa nature et de sa concentration ainsi que des conditions d’opération du procédé. En mesurant la concentration moyenne dans l’écoulement tangentiel Cet et celle dans le perméat Cp, c’est-à-dire dans le liquide qui passe au travers de la membrane, le taux de séparation observé fob d’une substance peut se calculer comme suit :

Équation 2.1.1

Le taux de séparation réel fre peut être calculé en considérant la concentration à la surface de la membrane Cm qui est toujours plus élevée que Cet à cause du phénomène de la polarisation de la concentration. Ce phénomène est expliqué à la section 2.5.1. Le taux de séparation réel s’exprime donc ainsi :

Équation 2.1.2

Il existe trois types de structures possibles pour les membranes polymériques. Premièrement, il y a les membranes symétriques qui possèdent des pores réguliers et cylindriques. Ces membranes ne sont presque plus utilisées de nos jours à cause de leur faible perméabilité. Puis, il y a les membranes de deuxième génération ou asymétriques. Elles sont formées d’une couche filtrante dénommée « peau », d’une épaisseur de 0,1 à 0,5 µm, disposée sur une couche poreuse servant de support [4]. Si les deux couches sont fabriquées à partir du même matériau, c’est une membrane asymétrique homogène. Si par contre les deux couches sont composées de matériaux différents, la structure membranaire est de type asymétrique composite.

Les différents polymères utilisés pour la fabrication des membranes sont les suivants : acétates de cellulose, polyamides, polysulfones, polypropylène, fluorure de polyvinylidène, polycarbonates, etc. [3]. Le choix du polymère dépend d’un point de vue pratique de la résistance que l’on désire fournir à la membrane face aux produits chimiques, à la pression, à la température et à la biodégradation. Les membranes en acétates de cellulose peuvent tolérer de faibles concentrations de chlore libre de l’ordre de 0,1 à 0,5 mg/L en opération continue à 25°C, ce qui peut être avantageux dans certaines applications. Par contre, elles peuvent être fortement vulnérables à l’hydrolyse et à la biodégradation. Les membranes en polyamides peuvent supporter une gamme de pH variable (2 à 11) et sont stables face à la biodégradation. Toutefois, un inconvénient de ce matériau est qu’il est sensible à de très faibles concentrations de chlore libre (>0,1 mg/L), c’est pourquoi il faut les utiliser avant d’effectuer une chloration [6]. Les polysulfones ont une très grande tolérance au pH (1 à 13), à la température (<75°C) et aux oxydants. La plupart des membranes composites ont une peau faite en polyamide et une sous-couche de porosité plus grande faite en polysulfones qui sert de support. Ces membranes portent l’appellation anglaise « thin film composite ».

Dans la littérature, les membranes sont généralement classées suivant trois paramètres: la taille nominale des pores, le seuil de coupure en terme de masse molaire, plus connu sous son appellation anglaise « Molecular Weight Cut Off » (MWCO), et la perméabilité à l’eau pure à 25 °C A25. Les quatre principaux procédés utilisés dans le domaine de l’eau potable sont, en ordre décroissant de taille de pores de membrane, la microfiltration (MF), l’UF, la NF et l’OI.

La taille des pores d’une membrane peut varier de quelques microns dans le cas d’une membrane de MF à quelques Angstroms dans le cas d’une membrane d’OI. Toutefois, la notion de pore est difficile à définir à une échelle plus petite que le nanomètre. C’est pourquoi certains auteurs soutiennent qu’il existe des membranes effectuant une séparation poussée selon un mécanisme de solution-diffusion en relation avec la théorie du volume libre du transport des fluides dans les polymères [7]. L’eau n’est plus seulement poussée aux travers des pores de la membrane mais elle diffuse aussi au travers du matériau membranaire dont la structure polymérique change en fonction des énergies d’activation et donc de la température. La sélectivité de ces membranes est étroitement liée à l’affinité chimique manifestée par le matériau membranaire vis-à-vis de chacun des constituants qui est transporté à travers la membrane [8].

Le seuil de coupure est défini comme étant la masse molaire des solutés retenus à 90 % par une membrane et s’exprime en g/mole ou bien en Dalton (Da). La classification des membranes en fonction de leur seuil de coupure est très répandue dans le domaine commercial. Elle est toutefois plus ou moins rigoureuse car le taux de séparation d’une substance ne dépend pas que de sa masse molaire. Celui-ci dépend aussi des autres caractéristiques de la substance considérée et des conditions d’opération du procédé.

La perméabilité à l’eau pure A d’une membrane est définie comme étant le débit d’eau passant à travers celle-ci ou débit de perméat Qp par unité de surface S sous l’action d’une pression transmembranaire moyenne ΔPM de 1 Pa. La pression transmembranaire moyenne est la différence de pression de part et d’autre de la membrane. On mesure la perméabilité d’une membrane avec de l’eau déionisée. La perméabilité à l’eau pure est décrite par l’équation suivante :

Équation 2.2.1

La perméabilité à l’eau pure d’une membrane augmente avec la température de l’eau. En fait, la viscosité de l’eau diminue lorsque sa température augmente et cela nécessite une plus faible force motrice pour obtenir le même débit de perméat. Pour les membranes de MF et d’UF, la viscosité seule peut être prise en considération pour évaluer la perméabilité à une certaine température [6]. Ces membranes obéissent donc à la loi de Darcy comme le fait un milieu granulaire. Dans le cas de la NF et de l’OI, la perméation de l’eau à travers la membrane doit aussi faire intervenir la théorie du volume libre. La température a ainsi un effet sur la structure de la matrice polymérique du matériau membranaire et on ne peut donc pas affirmer a priori que ces membranes obéissent uniquement à la loi de Darcy. Pour une membrane composite de NF, des chercheurs américains ont trouvé une relation pour exprimer A à une température de référence de 25 °C en se basant sur la théorie du volume libre [7]. L’équation suivante exprime cette relation et elle est valide pour une gamme de température T de 5 à 41 °C.

Équation 2.2.2

La valeur du coefficient β trouvé par les chercheurs est de 2617 pour la membrane TFCS de la compagnie Koch/Fluid Systems.

La Figure 1 présente une classification des procédés membranaires utilisés en production d’eau potable [9]. La filtration conventionnelle de surface est également montrée sur cette figure à titre de comparaison. Les procédés sont classés selon la taille des pores, le seuil de coupure (MWCO) et la perméabilité à l’eau pure habituelle des membranes à 25 °C. Il est à noter que les limites entre les différents procédés sont approximatives et varient d’un auteur à un autre. Les différents constituants de l’eau pouvant être enlevés selon le procédé sont aussi représentés sur la Figure 1.

La filtration conventionnelle de surface, comme le micro-tamisage, permet de retenir les particules d’un diamètre allant jusqu’à 10 microns. Ce type de filtration ne permet donc pas la rétention de toutes les bactéries et de l’ensemble des particules à l’origine de la turbidité.

Dans le domaine de l’eau potable, la MF est essentiellement un procédé de clarification. Elle s’adapte très bien au traitement d’eaux contenant peu de COD mais présentant des grandes variations de turbidité. Par exemple, dans le cas des eaux souterraines à forte turbidité occasionnelle, comme les eaux karstiques, la MF est beaucoup mieux adaptée que les procédés conventionnels comprenant la coagulation et la décantation [4]. La MF (domaine proche de l’UF) est aussi une barrière presque totale pour les microorganismes pathogènes à l’exception des virus. Cette technique membranaire permet de conserver l’équilibre chimique naturel de l’eau.

En plus de retenir en totalité les particules, les kystes de protozoaires et les bactéries, l’UF peut être efficace pour enlever les virus (pour les membranes d’UF avec des tailles de pores inférieurs à 50 nm). Ce procédé permet aussi un enlèvement partiel de la MON humique. Des auteurs ont mentionné des taux d’enlèvements de 20 à 50 % des précurseurs des THM avec ce procédé [6]. L’UF peut être combinée à la coagulation [10] ou bien à l’adsorption sur charbon activé pour de meilleurs résultats d’enlèvement de la matière organique. Par exemple, le procédé CRISTALMC du groupe SUEZ fait intervenir une injection de CAP dans la boucle de recirculation de l’UF. Ce procédé de filtration sur membrane permet aussi de conserver l’équilibre chimique naturel de l’eau.

En plus de pouvoir enlever toutes les substances enlevées par l’UF, la NF permet d’effectuer un enlèvement très poussé des virus et du COD ainsi qu’un enlèvement partiel des ions multivalents. Ce procédé est aussi connu pour sa capacité de rétention des pesticides et autres micropolluants. La NF est donc utilisée pour le traitement direct des eaux de surface colorées et des eaux souterraines fortement minéralisées mais aussi dans le cas d’un traitement d’affinage. Pour le traitement des eaux de surface, la NF nécessite généralement une reminéralisation. Comme la présente étude porte sur la NF, la section 2.6 est entièrement consacrée aux applications de la NF dans le domaine de l’eau potable.

L’OI permet d’obtenir une eau extrêmement pure. Il est possible avec ce procédé de retenir partiellement les ions monovalents et presque totalement les micropolluants. Une des applications les plus répandues de l’OI est le dessalement de l’eau de mer qui est souvent la seule source d’eau disponible pour certaines communautés insulaires ou côtières. Cette technique membranaire est aussi utilisée pour les appareils de traitement domestique et pour produire de l’eau embouteillée. Dans ces derniers cas, il faut que l’eau soit reminéralisée pour retrouver son équilibre chimique.

Il est important de mentionner qu’en général, plus un procédé membranaire produit une eau purifiée, plus il consomme de l'énergie et donc plus il coûte cher à opérer. Le Tableau 1 présente pour chaque traitement membranaire, les gammes de pressions d’opération (ΔPM) habituelles. En NF et en OI, la pression d’opération est d’autant plus forte que la pression osmotique π de l’eau à traiter est élevée [3]. La valeur de π d’une eau dépend de la concentration des différents ions en solution dans celle-ci. Cette pression vient réduire la pression disponible pour la perméation de l’eau à travers les pores d’une membrane. Le concept de pression osmotique sera défini à la section 2.5.

À l’exception de certains systèmes de MF et d’UF, qui peuvent être opérés en écoulement frontal, les procédés membranaires sont habituellement opérés selon un mode d’écoulement tangentiel aux membranes. C’est l’une des principales différences entre la filtration conventionnelle de surface et la filtration membranaire. Avec un écoulement tangentiel, l’eau à traiter ne passe pas au complet à travers la membrane. Le courant d’entrée appelé « alimentation » se divise en deux courants de sortie : le « perméat » qui passe à travers les pores de la membrane et le « concentré » qui est rejeté. Dans certaines configurations, le concentré peut être partiellement recirculé en amont du procédé afin d’augmenter le débit d’écoulement tangentiel Qet et donc le balayage de la surface de la membrane. Cela peut aussi servir à augmenter le taux de récupération global du système TRG, c’est-à-dire le pourcentage d’eau de l’alimentation qui passe dans le courant de perméat. L’écoulement tangentiel a été développé pour permettre de réduire l’accumulation de matière à proximité de la membrane. Cette accumulation de matière est causée par un phénomène nommé « polarisation de la concentration ». Ce phénomène entraîne une augmentation du risque de colmatage des membranes et une augmentation du gradient de pression osmotique Δπ [10]. Ces sujets seront traités en détail à la section 2.5.

Il existe deux principaux types de système membranaires : les systèmes sous pression à écoulement canalisé et les systèmes immergés à écoulement libre. Pour chacun d’eux, il existe différentes configurations de modules membranaires. Ces modules contiennent les membranes. Ils seront présentés à la section 2.4. La Figure 2 présente le diagramme d’un procédé membranaire sous pression à écoulement canalisé avec recirculation partielle du concentré. Les courants d’entrée et de sortie sont représentés sur la Figure 2. C’est ce type de système qui a été utilisé lors du présent projet de recherche et qui est décrit dans ce qui suit.

Une pompe d’alimentation fournit la pression nécessaire à la perméation de l’eau à travers les membranes. L’eau à traiter entre dans le module qui est maintenu sous pression grâce à une valve ajustable. Une pompe de recirculation permet de retourner une portion du concentré en amont du module. La pression à la sortie du module Psm est plus faible que la pression à l’entrée Pem à cause de la perte de charge ΔPes créée par frottement dans les canaux d’écoulement tangentiels du module. Dans cette configuration, la pression transmembranaire moyenne ΔPM peut être calculée comme suit :

Équation 2.3.1

Le débit d’écoulement tangentiel n’est pas constant sur la longueur du module à cause de la perméation de l’eau à travers les membranes. Il est toutefois pratique de pouvoir calculer le débit d’écoulement tangentiel moyen Qet à l’intérieur du module. Ce débit peut être approximé en soustrayant la moitié du débit de perméat du débit d’entrée. De même, il est intéressant de calculer la concentration moyenne dans l’écoulement tangentiel Cet. Cette concentration peut être approximée en faisant un bilan de matière sur le module membranaire [9]. Elle peut par la suite être utilisée pour calculer des taux de séparation observés en appliquant l’Équation 2.2.1. Le débit et la concentration moyenne dans l’écoulement tangentiel s’expriment comme suit :

Équation 2.3.2

Équation 2.3.3

Il est bien important de différencier le système membranaire du module membranaire. Des encadrés en pointillés distinguent ces deux systèmes sur la Figure 2. La proportion d’eau de l’alimentation qui passe dans le courant de perméat est appelée taux de récupération global TRG du système membranaire tandis que la proportion d’eau entrant dans le module et qui passe dans le courant de perméat est appelée taux de récupération du module TRM. Le TRG correspond à un taux de concentration dans le système. Les équations suivantes définissent les deux différents taux de récupération :

Équation 2.3.4

Équation 2.3.5

La quantité de perméat produite est souvent quantifiée en terme de flux de perméation qu’on nomme aussi « vitesse de perméation ». La vitesse de perméation vp représente le débit de perméat produit par unité de surface de membrane et s’exprime selon la relation suivante :

Équation 2.3.6

À vp constante, la pression est variable et elle augmente au fur et à mesure que les membranes se colmatent. La vitesse de perméation, le taux de récupération global et le débit de recirculation caractérisent les conditions d’opération d’un procédé membranaire à écoulement tangentiel canalisé opéré à vp constante. À pression constante, c’est la vitesse de perméation qui est variable et qui diminue au gré du colmatage. La section 2.5.3 montre que le colmatage peut être fortement dépendant des conditions d’opération.

Le colmatage des membranes implique qu’il est nécessaire d’effectuer des rinçages et des lavages chimiques de façon périodique afin d’enlever la matière qui s’est déposée à la surface des membranes causant ainsi une baisse de leur perméabilité. Les différents types de nettoyage, selon le type de module utilisé, sont les suivants [10] :

  • Rinçage hydrodynamique

  • Rétrolavage à l’eau ou à l’air

  • Nettoyage mécanique avec des balles de mousse (modules tubulaires)

  • Lavages chimiques par trempage et/ou circulation d’une solution nettoyante (NaOH, HCl, détergent, désinfectant, enzymes)

Une consigne de nettoyage peut être fixée lorsque la perméabilité des membranes corrigée à 25 °C a diminué d’un certain pourcentage par rapport à sa valeur initiale au début du cycle de filtration. Des nettoyages peuvent aussi être faits à fréquence fixe pour prévenir le colmatage irréversible des membranes. Les lavages chimiques sont habituellement réalisés en cycles acides, en cycles de désinfection et en cycles basiques. Les cycles acides peuvent permettre d’éliminer le colmatage inorganique, ceux de désinfection d’éliminer le colmatage biologique tandis que les cycles basiques peuvent éliminer le colmatage par la MON. En général, les lavages chimiques sont plus efficaces en eau chaude (25 à 35 °C).

Pour les rendre opérationnelles, les membranes sont insérées dans des dispositifs compacts appelés modules membranaires. Ces modules peuvent être à écoulement libre ou bien à écoulement canalisé (insérés dans des caissons pressurisés). Les deux types de modules les plus fréquemment utilisés dans le domaine de la production d’eau potable sont les modules à fibres creuses et les modules spiralés. Il existe aussi les modules à plaques et cadres et les modules tubulaires mais ils sont moins fréquemment utilisés dû à leur plus faible compacité.

Les modules à fibres creuses peuvent contenir des dizaines de milliers de fibres creuses cylindriques obtenues par filage. Leur diamètre externe varie de 500 à 2000 microns tandis que leur diamètre interne varie de 350 à 1000 microns [6]. La peau de la membrane peut être soit à l’intérieur soit à l’extérieur des fibres. Dans le premier cas, l’eau à traiter circule à l’intérieur des fibres et le perméat est recueilli à l’extérieur de celles-ci. Dans le deuxième cas, l’eau à traiter circule à l’extérieur et le perméat est recueilli à l’intérieur. Il est possible dans le second cas d’immerger les fibres creuses dans un bassin contenant l’eau à traiter et d’appliquer un vide partiel à l’intérieur de celles-ci. L’eau est alors libre de circuler à l’extérieur des fibres et celles-ci peuvent être tenues en mouvement par un système d’agitation afin de minimiser leur colmatage.

Les modules spiralés sont les modules les plus utilisés dans le domaine de la NF et de l’OI. C’est ce type de module qui a été étudié dans le présent projet. Les modules spiralés s’insèrent dans des caissons pressurisés. La Figure 3 représente le schéma simplifié d’un tel module.

Les modules spiralés sont composés d’enveloppes membranaires planes enroulées de façon serrée autour d’un tube collecteur de perméat. Chaque enveloppe comprend une feuille de membrane pliée en deux de chaque côté d’une fine grille d’espacement en plastique (appelé « espaceur fin » dans le mémoire) servant à acheminer le perméat vers le tube collecteur. Les deux extrémités opposées ouvertes de l’enveloppe sont scellées ensemble avec de la colle tandis que l’extrémité opposée au pli est collée au tube collecteur perforé à cet endroit. L’espace entre chaque enveloppe constitue un canal d’écoulement tangentiel pour l’alimentation et il est partiellement comblé par une autre grille d’espacement en plastique cette fois plus grossière (appelé « espaceur grossier » dans le mémoire). En plus d’avoir la fonction principale de séparer les enveloppes les unes des autres, l’espaceur grossier sert de promoteur de turbulence afin de minimiser le colmatage des membranes. Les enveloppes et les espaceurs grossiers sont donc disposés en alternance et ils sont ensuite enroulés ensemble autour du tube collecteur de perméat. Une couche de plastique rigide recouvre le module spiralé de forme cylindrique afin de lui conférer une résistance mécanique et de pouvoir l’insérer dans un caisson pressurisé de même forme. Les modules industriels ont un diamètre de 0,2 m, une longueur de 1 m et contiennent environ 35 m2 de surface membranaire. Il existe aussi des plus petits modules destinés aux études pilotes. Ces modules ont 0,1 m de diamètre, une longueur de 1 m et contiennent environ 7 m2 de membrane.

Les modules spiralés sont très compacts et ils nécessitent donc un bon prétraitement car ils sont sensibles à l’obstruction des canaux d’écoulement tangentiels. En effet, tout comme les membranes, les espaceurs grossiers du côté de l’alimentation ont tendance à se colmater puisqu’ils ne créent pas que des zones à turbulence élevée mais aussi des zones mortes. Ce serait dans ces zones mortes que les dépôts organiques pourraient se former [11]. Ce phénomène a comme conséquence d’augmenter la perte de charge entre l’entrée et la sortie du module et de diminuer le débit d’écoulement tangentiel. Cela se traduit alors par des coûts d’opération supplémentaires. C’est pourquoi une préfiltration est presque toujours requise dans le but de minimiser ces dépôts. Dans son étude pilote de NF de l’eau de la rivière Saint-Charles, Marcil [9] a remarqué que les lavages chimiques ne permettaient pas toujours d’éliminer le colmatage des espaceurs grossiers même si les membranes se nettoyaient très bien. La suite de la section 2.4.3 présente la théorie sur le colmatage des espaceurs grossiers que l’on appellera aussi obstruction des canaux d’écoulement tangentiels. La théorie sur le colmatage des membranes sera présentée à la section 2.5.

Il est possible de suivre la cinétique d’obstruction des canaux d’écoulement tangentiels d’un module spiralé en formulant une corrélation empirique entre le débit d’écoulement tangentiel moyen Qet, la perte de charge entre l’entrée et la sortie du module ΔPes, la viscosité dynamique de l’eau µ et sa masse volumique ρ. Il faut aussi tenir compte de la température de l’eau puisque µ et ρ en dépendent. D’après Marcil [9], µ et ρ s’expriment ainsi en fonction de T en °C :

Équation 2.4.1

Équation 2.4.2

La corrélation utilisée pour relier ΔPes, Qet, µ et ρ est basée sur les travaux de Schwinge et al. [12] et de Schock et Miquel [13]. Lors de l’écoulement d’un fluide dans un canal, une fraction de l’énergie cinétique du fluide est perdue par frottement et cela se traduit par une perte de charge entre l’entrée et la sortie du canal. Puisqu’il est difficile d’évaluer théoriquement le régime d’écoulement dans un canal contenant une grille de plastique, des valeurs expérimentales sont requises pour calculer le coefficient de friction. Le coefficient de friction χ peut être déterminé à l’aide de la relation suivante :

Équation 2.4.3

Où ΔP est la perte de charge dans le canal, dH est le diamètre hydraulique du canal, vet est la vitesse d’écoulement tangentielle, L est la longueur du canal, Re est le nombre de Reynolds, ω est une constante qui dépend des caractéristiques de l’espaceur grossier et n est une constante qui dépend du régime d’écoulement.

En remplaçant le nombre de Reynolds par son expression Re = ρvetdH/μ, en isolant ΔP dans l’Équation 2.4.3 et en réalisant que la perte de charge est la même dans un canal que dans le module au complet, la corrélation suivante est obtenue pour ΔPes:

Équation 2.4.4

Où Aeff est la section libre d’écoulement dans un canal et N est le nombre de canaux parallèles d’un module spiralé et où « a » et n sont des paramètres caractéristiques de la géométrie des canaux d’écoulement tangentiel et du régime d’écoulement.

Sans connaître précisément la géométrie des canaux d’écoulement tangentiels, les valeurs des constantes « a » et n peuvent être déterminées par régression à partir d’une série de mesures de pertes de charge et de débits d’écoulement tangentiel réalisées à différentes températures avec un module propre et de l’eau déminéralisée, et en supposant que les effets d’entrée et de sortie sont négligeables [9]. Lors de la filtration d’une eau contenant des substances colmatantes, de la matière s’accumule dans les espaceurs grossiers du module spiralé causant ainsi la réduction de dH et de Aeff et une augmentation du paramètre « a » de l’Équation 2.4.4. Ainsi, grâce aux mesures expérimentales de ΔPes, de Qet et de la température lors de la filtration d’une eau contenant des substances colmatantes, le degré d’obstruction des canaux d’écoulement tangentiels peut être suivi dans le temps à travers la variation du paramètre « a » [9].

Cependant, le paramètre « a » n’a pas de signification physique réelle puisqu’il englobe plusieurs paramètres. Il est possible de développer davantage l’Équation 2.4.4 si la géométrie du module et des espaceurs grossiers est connue. Comme dH et Aeff peuvent être calculés à partir des éléments de géométrie, il ne reste plus que ω et n comme inconnus dans l’Équation 2.4.4. De manière similaire à « a », les valeurs de ces deux paramètres peuvent être déterminées par régression à partir de mesures expérimentales de perte de charge et de débit d’écoulement tangentiel.

Aussi, le colmatage progressif de l’espaceur grossier peut être représenté par l’augmentation d’une dimension spécifique de sa géométrie. En remplaçant dH et Aeff par leur expression respective dans l’Équation 2.4.4, il est possible d’obtenir une expression du paramètre « a » en fonction des dimensions de base d’un canal d’écoulement tangentiel et de l’espaceur grossier[1]. Voici donc les équations intermédiaires [13] qui relient dH et Aeff à ces dimensions ainsi que l’Équation 2.4.4 exprimée en fonction de ces dimensions :

Équation 2.4.5

Équation 2.4.6

Équation 2.4.7

Équation 2.4.8

Équation 2.4.9

Équation 2.4.10

Équation 2.4.11

Dans cette série d’équations, les variables qui ne sont pas encore présentées sont définies ainsi (voir aussi le schéma de la Figure 4) :

  • L: distance entre deux brins d’un espaceur, mesurée centre à centre;

  • h : hauteur d’un canal d’écoulement tangentiel;

  • b : largeur qu’aurait le canal si le module spiralé était déroulé;

  • ε : porosité de l’espaceur;

  • VSP : volume de l’espaceur dans une maille;

  • Vtot : volume total d’une maille;

  • SVSP : surface spécifique de l’espaceur.

Il est à noter que dans les Équations 2.4.8 et 2.4.11, π correspond au nombre Pi et non à la pression osmotique.

Les paramètres physiques qui pourraient varier avec l’obstruction des canaux peuvent maintenant être déterminés. A priori, les dimensions du canal ne changeraient pas. LM ne devrait pas changer non plus puisqu’il s’agit d’une distance mesurée de centre à centre. En supposant que la matière se dépose uniformément sur les brins de l’espaceur, alors dF (le diamètre d’un brin) augmenterait dans le temps. Cette hypothèse est très théorique puisqu’en réalité il semble que les jonctions des brins se colmatent plus vite que les brins en tant que tel. Cependant, cela peut servir à traduire la cinétique d’obstruction des canaux d’écoulement tangentiels d’un module spiralé en une augmentation équivalente et uniforme de dF. Même si cela ne correspond pas à ce qui se passe réellement, cette équivalence en terme d’augmentation de dF a l’avantage d’avoir une signification pratique que n’a pas le paramètre « a ».

Les procédés membranaires comme l’OI et la NF permettent la rétention de solutés ioniques et de molécules organiques de faibles masses molaires. Pour ces procédés, le phénomène de polarisation de la concentration peut avoir des conséquences importantes sur leur productivité surtout lors de la filtration d’eaux de mer ou d’eaux saumâtres. En cours de filtration, les ions et les molécules organiques s’accumulent à proximité de la membrane. Leur concentration est donc plus élevée à la surface de la membrane que dans le cœur de l’écoulement tangentiel (Cm>Cet). En effet, il se crée une zone où la concentration augmente, du cœur de l’écoulement vers la membrane, avec une valeur maximale à la surface de la membrane [6]. Cela survient à cause du transport rapide des solutés par convection vers la membrane comparativement à leur lente rétrodiffusion vers le cœur de l’écoulement [12]. C’est ce qu’on appelle la polarisation de la concentration.

La première conséquence de ce phénomène est l’augmentation du gradient de pression osmotique Δπ de part et d’autre de la membrane et donc la réduction de la force motrice de perméation de l’eau à travers la membrane. Pour un soluté ionique, la pression osmotique π peut être calculée à partir de l’équation de Robinson et Stokes :

Équation 2.5.1

Où nb est le nombre d'ions par molécule du soluté, RGAZ est la constante des gaz parfait (8,316 J/(mole.K)), MW la masse molaire de l'eau (18x10-3 kg/mole), Φo le coefficient osmotique du soluté, VW le volume molaire partiel de l’eau (18x10-6 m3/mole), C la concentration du soluté dans la solution (kg/m3), M la masse molaire du soluté (kg/mole), et ρ la masse volumique de la solution (kg/m3).

Le gradient de pression osmotique observé Δπob peut être calculé sans tenir compte de la polarisation de la concentration tandis que le gradient de pression osmotique réel Δπre est calculé en prenant en considération la polarisation de la concentration :

Équation 2.5.2

Équation 2.5.3

Étant donné que la polarisation de la concentration fait en sorte que Cm>Cet et que π est proportionnel à C, alors Δπre>Δπob. Contrairement à Cet et Cp qui peuvent être mesurés par conductivité électrique pour les solutés ioniques, Cm est difficile voir impossible à mesurer expérimentalement. Pour obtenir Cm et ainsi pouvoir calculer πm et Δπre, il est possible d’utiliser un modèle de transfert de matière. Le modèle du film [6] est un modèle de transfert de matière simple. Il est présenté à l’Annexe 6. C’est ce modèle qui a été utilisé afin de déterminer le gradient de pression osmotique réel lors de tous les essais de NF réalisés dans le cadre de cette étude.

Le gradient de pression osmotique réel est en fait la pression minimale qu’il faut dépasser pour qu’il y ait perméation d’eau au travers des pores d’une membrane. Lorsqu’un procédé de NF ou d’OI est opéré dans des conditions qui limitent l’effet de la polarisation ou bien lorsque l’eau à traiter est très peu minéralisée, Δπob peut être une bonne approximation de Δπre. Des solutions pour limiter le phénomène sont présentées à la section 2.5.4. En terme de vitesse de perméation, l’Équation 2.2.1 prend donc la forme suivante :

Équation 2.5.4

Une conséquence de l’augmentation de Δπre due à la polarisation de la concentration, est qu’il faut augmenter la pression transmembranaire pour conserver une vitesse de perméation constante. Cela se traduit par une augmentation de la consommation d’énergie et donc en une hausse des coûts d’opération. La pression osmotique est spécifique à chaque soluté et elle est d’autant plus forte que la masse molaire du soluté est faible et donc que sa vitesse de diffusion est rapide. Dans le domaine de l’eau potable, étant donné qu’une eau contient une multitude de solutés différents, il est pratique d’estimer la pression osmotique à partir de la conductivité électrique Ω à l’aide de l’équation suivante [14]:

Équation 2.5.5

Il est important de noter que cette valeur estimée est maximale puisque cette dernière relation surestime la pression osmotique en l’associant à la pression osmotique d’une solution de NaCl de même conductivité. En effet, le NaCl est un sel de faible masse molaire et ce n’est pas le seul sel présent dans les eaux naturelles. Une autre conséquence du phénomène de la polarisation de la concentration est l’augmentation du risque de colmatage des membranes. La plus grande concentration en solutés à proximité de la membrane va favoriser le déplacement des équilibres de précipitation et d’adsorption.

Le colmatage des membranes peut constituer un élément limitant important dans l’application des procédés membranaires à la production d’eau potable. D’abord, ce phénomène peut réduire de façon irréversible ou non la perméabilité des membranes. Cela implique donc une dépense d’énergie supplémentaire pour produire une quantité de perméat constante. Ensuite, plus le colmatage est important, plus il faudra accorder du temps et de l’argent aux lavages chimiques. La durée de vie des membranes s’en trouvera aussi réduite. Finalement, le colmatage peut aussi faire varier le pouvoir de séparation des membranes.

Il existe deux principales catégories de colmatage : le colmatage microbiologique et le colmatage abiotique [15]. Dans le cas d’un colmatage microbiologique, des microorganismes peuvent s’attacher, croître à la surface des membranes et produire suffisamment de substances polymériques extracellulaires pour faciliter le développement d’un biofilm à la surface des membranes [16]. En plus des microorganismes il y a de nombreux éléments colmatants présents dans les eaux naturelles tel que les particules, les colloïdes, les substances organiques dissoutes et les substances inorganiques peu solubles. Toutefois, les matières inorganiques sont considérées comme peu influentes sur le colmatage par rapport à la MON dans le cas des eaux douces de surface colorées et peu minéralisées. C’est la fraction humique de la MON qui par sa nature hydrophobe contribue, a priori, le plus significativement au colmatage. Ces agents colmatants sont associés au colmatage abiotique qui peut se manifester de deux façons : par le dépôt de matière à l’intérieur des pores de la membrane et par le dépôt de matière à sa surface. La Figure 5 illustre différents scénarios de colmatage abiotique d’une membrane.

Dans le scénario 1, il y a blocage partiel du pore par l’adsorption de fines particules à l’intérieur de celui-ci. Dans le scénario 2, il y a blocage total du pore par rétention stérique d’une plus grosse particule. Enfin, dans le scénario 3, il y a formation d’un dépôt de particules à la surface de la membrane. Ce dépôt est communément appelé « gâteau ». Le colmatage à l’intérieur ou à l’entrée des pores est un phénomène a priori très rapide tandis que le colmatage par formation d’un gâteau est un phénomène qui s’échelonne dans le temps.

Le gâteau peut être assimilable à une deuxième membrane. Il génère en effet une résistance hydraulique additionnelle à l’écoulement de l’eau à travers les pores de la membrane. Le concept de résistance hydraulique est présenté à la section 2.5.5. Ensuite, le gâteau peut permettre une séparation plus poussée de la matière, ce qui va d’autant plus augmenter le colmatage (phénomène auto-accélérant). Plusieurs auteurs prétendent aussi que les gâteaux peuvent être compressibles et que la résistance additionnelle qui leur est associée peut varier en fonction de la différence de pression à travers le gâteau [17] [18] [19]. Toutefois, très peu de données expérimentales ont été publiées à ce sujet. La section 2.5.5 présente une façon simple de modéliser la cinétique de colmatage abiotique par formation d’un gâteau compressible.

Il est important de bien connaître les facteurs influençant le colmatage afin de développer des stratégies visant à minimiser ce phénomène et ainsi réduire les coûts d’opération et augmenter la durée de vie des membranes. Ces facteurs sont : les caractéristiques de la membrane, les caractéristiques de l’eau à traiter et les conditions d’opération du procédé membranaire [20].

Parmi les caractéristiques des membranes influençant le colmatage, il y a le seuil de coupure, la charge de surface et l’hydrophobicité. Les manufacturiers cherchent à rendre leurs membranes plus hydrophiles et donc moins susceptibles d’être colmatées par les substances hydrophobes présentes dans les eaux naturelles [3]. D’autre part, plus le seuil de coupure d’une membrane est petit, plus la séparation effectuée risque d’être importante. En conséquence, s’il n’y a pas de prétraitement approprié, le colmatage de cette membrane risque d’être plus important [20]. Pour ce qui est de la charge de la membrane, si elle est de même signe que la charge des particules, il y aura alors répulsion entre la membrane et les particules et donc moins de risques de colmatage. C’est pourquoi certains auteurs recherchent un prétraitement membranaire qui serait capable de charger les particules présentes dans les eaux naturelles afin qu’elles acquièrent une charge similaire à la charge de la membrane utilisée. La triboélectricité est un procédé qui par frottement électrostatique pourrait constituer un tel prétraitement [21].

Le colmatage est aussi dépendant de la nature de l’eau à traiter et de la concentration de ses principaux constituants. En général, plus une eau est chargée en particules et plus elle aura tendance à colmater les membranes. Le pouvoir colmatant des particules en suspension d’une eau s’exprime en terme de « Silt Density Index » (SDI). Le test de SDI consiste à filtrer l’eau sur un filtre de 0.45 μm et à mesurer la baisse de vitesse de perméation associée au colmatage. Les manufacturiers de modules spiralés recommandent de ne pas dépasser un SDI de 5%/min [3]. Toutefois, pour la NF et l’OI, l’utilisation d’un prétraitement adéquat fait en sorte que les colloïdes et les molécules organiques dissoutes sont beaucoup plus influentes sur le colmatage des membranes que les particules. A priori, la tendance d’une eau à colmater une membrane de NF ou d’OI sera d’autant plus forte que l’eau contient une concentration élevée en MON. En particulier, une eau contenant une MON plus hydrophobe qu’hydrophile devrait colmater beaucoup plus une telle membrane. Le caractère hydrophobe/hydrophile d’une eau peut être évalué par l’indice SUVA (specific UV absorbance) qui est obtenu en divisant l’absorbance UV à 254 nm (UV254nm) par le COD. En bref, plus l’eau contenant du COD présente aussi une UV254nm élevée, plus la MON a un caractère hydrophobe et plus forte est la tendance au colmatage. Pour des raisons pratiques, il est possible d’utiliser le COT au lieu du COD dans le calcul de l’indice SUVA lorsque ces deux paramètres sont rapprochés.

Des chercheurs américains ont aussi trouvé que le colmatage de membranes de NF par la MON est considérablement augmenté avec l’addition d’électrolyte (NaCl), l’abaissement du pH et l’addition de cations divalents (Ca2+). Les cations divalents interagissent spécifiquement avec les cycles aromatiques carboxyliques des substances organiques humiques. Leur charge positive tend à réduire la charge négative humique et les répulsions entre macromolécules humiques, ce qui accentue le colmatage des membranes [22]. D’autres chercheurs ont effectué un fractionnement de la MON d’une eau en ses parties hydrophobe et hydrophile. Ils ont découvert que la fraction hydrophobe contribuait majoritairement au colmatage et que la fraction hydrophile causait beaucoup moins de colmatage [23].

Enfin, la cinétique de colmatage d’une membrane, et l’évolution de la résistance additionnelle RA qui y est associé, dépendent aussi des conditions d’opération des procédés membranaires. Ces conditions sont la vitesse de perméation, le taux de récupération global, la vitesse d’écoulement tangentielle vet et la pression d’opération. La vitesse d’écoulement tangentielle est simplement le débit d’écoulement tangentiel divisé par la section du canal d’écoulement tangentiel. Seidel et Elimelech [24] ont étudié les effets de la vitesse de perméation initiale et de la vet sur le colmatage d’une membrane composite de NF (NF70 de Filmtec/Dow Chemical) lors d’essais réalisés à pression constante en laboratoire avec une solution d’acide humique commerciale. Leurs résultats sont montrés à la Figure 6.

La Figure 6 présente neuf essais réalisés à différentes vitesses de perméation initiales et à différentes vitesses d’écoulement tangentiel. Les graphiques représentent la baisse de la vitesse de perméation vp dans le temps dû au colmatage. Des vp initiaux de 16,9, 11,3 et 5,6 μm/s et des vitesses d’écoulement tangentielles de 4, 12,1 et 40,4 cm/s ont été testées. Il est possible de tirer deux principales conclusions de ces graphiques. Premièrement, plus la vitesse de perméation initiale est élevée, plus vp décroît rapidement dû au plus grand apport de matière à la surface de la membrane par convection. Deuxièmement, plus vet est élevée, moins la membrane aura tendance à se colmater dû à la rétrodiffusion plus rapide des solutés vers le cœur de l’écoulement. Avec ses recherches antérieures [22], Elimelech et ses collaborateurs ont conclu que le colmatage de la membrane étudiée était régi par le couplage entre les interactions chimiques et hydrodynamiques, donc entre les caractéristiques de l’eau à traiter et les conditions d’opérations [24]. Par ailleurs, très peu d’études ont été réalisées selon un mode d’opération à vitesse de perméation constante même si dans les applications à grande échelle, c’est ce mode d’opération qui est préconisé. Au Québec, Marcil [9] a réalisé en 2001 des essais pilotes à vitesse de perméation constante avec une eau de surface non traitée (eau de la rivière Saint-Charles, Québec, Canada) dans le but d’étudier l’effet des conditions d’opération sur le colmatage de la membrane NF70. Ses essais ont montré que selon la vitesse de perméation fixée, le taux de récupération fixé et le débit de recirculation fixé, la cinétique de colmatage de la membrane utilisée pouvait varier considérablement. Toutefois, aucun essai semblable n’a été réalisé au Québec sur une eau de surface ayant subi préalablement un traitement conventionnel et qui possède donc des caractéristiques physico-chimiques différentes d’une eau brute. C’est l’objet de la présente étude d’affinage par NF.

Il existe plusieurs façons de prévenir le colmatage des membranes et l’obstruction des canaux d’écoulement tangentiels des modules membranaires. La première stratégie à préconiser est un enlèvement préalable des matières colmatantes soit par une préfiltration soit par un traitement conventionnel. La préfiltration peut s’effectuer par une autre étape de filtration membranaire de porosité plus grossière. Par exemple, il serait possible d’utiliser une étape de MF comme prétraitement à la NF. Pour les modules spiralés de NF et d’OI, le seuil de coupure de la préfiltration varie généralement de 1 à 25µm [10].

La deuxième stratégie concerne directement l’opération du procédé membranaire principal. Tel que vu plus haut, il est possible de minimiser la polarisation de la concentration et donc les risques de colmatage des membranes en opérant à plus basse vitesse de perméation ou bien à plus haute vitesse d’écoulement tangentielle. Dans le premier cas, cela implique une augmentation de la surface filtrante S et dans le second cas, une augmentation de la perte de charge dans le module ΔPes. Dans les usines de production d’eau potable par NF, la vitesse de perméation est habituellement située en bas de 20 L/(h.m2) pour limiter le colmatage.

Sans enlever les agents colmatants, il est possible aussi de modifier leur composition afin de minimiser leur effet colmatant. Dans le cas d’eaux fortement minéralisées, le pH peut être abaissé afin de déplacer les équilibres de solubilités des sels et ainsi éviter leur précipitation à la surface des membranes. Toutefois, il faut faire attention car il a été vu plus haut que l’abaissement de pH favorisait le colmatage par la MON. Un autre moyen de minimiser le colmatage inorganique est d’ajouter un agent anti-tartre à l’eau à traiter. Dans le cas du colmatage organique, un agent chelatant comme l’acide éthylènediamine-tétra-acétique (EDTA) peut être employé pour éliminer les ions calcium libres et ceux complexés avec la MON afin d’augmenter la répulsion électrostatique entre la MON et la membrane et entre les macromolécules humiques elles-mêmes [22]. Ces réactions se traduisent habituellement par une diminution du colmatage des membranes par la MON.

Finalement, une manière simple mais qui peut s’avérer coûteuse de prévenir le colmatage irréversible des membranes, c’est-à-dire leur perte irréversible de perméabilité, est d’effectuer de fréquents nettoyages. Les différents types de nettoyages ont été présentés à la section 2.3.

Le colmatage d’une membrane est souvent défini par l’accumulation de matière à sa surface ou à l’intérieur de ses pores. Ce phénomène a comme principale conséquence de diminuer la productivité d’un procédé membranaire. Cela veut dire que le procédé aura besoin de plus en plus de pression au fil du temps, et donc d’énergie, pour produire un débit de perméat constant. Le colmatage diminue donc progressivement la perméabilité des membranes au cours d’un cycle de filtration. Il est possible de suivre l’augmentation de la résistance R à l’écoulement de l’eau au travers de la membrane. La résistance à l’écoulement ou résistance à la perméation est l’inverse de la perméabilité et s’exprime donc par l’inverse de l’Équation 2.5.4 :

Équation 2.5.6

Toutefois, étant donné que chaque membrane possède une résistance à l’eau pure intrinsèque, il est utile de considérer deux résistances : une résistance associée à la membrane propre et une autre associée au dépôt de substances colmatantes. Pour évaluer la cinétique de colmatage d’une membrane, plusieurs auteurs ont donc appliqué un modèle de résistances en série, inspiré du domaine de l’électricité [12] [17] [19] [22] [25]. Un tel modèle stipule habituellement que la résistance totale à l’écoulement Rtot est égale à la somme de la résistance intrinsèque de la membrane Rm mesurée à l’eau pure et avec la membrane propre, et de la résistance additionnelle RA générée par le colmatage :

Équation 2.5.7

L’évolution du colmatage de la membrane peut donc être suivie par l’augmentation de la résistance additionnelle RA(t) dans le temps au cours d’un cycle de filtration. Cette résistance additionnelle associée au gâteau s’exprime par l’équation suivante :

Équation 2.5.8

Le schéma de la Figure 7 illustre le modèle des résistances en séries.

Le modèle des résistances en série peut être appliqué afin de suivre l’évolution du colmatage en terme de d’augmentation de la résistance additionnelle. Cependant, cela ne permet pas de faire de prédictions concernant cette augmentation de RA. Deux types de modèles ont été élaborés dans la littérature pour prédire l’augmentation de RA lors de la filtration sur membrane.

Un premier modèle est basé sur la théorie de filtration classique et il inclut le modèle des résistances en série. Dans ce modèle, la résistance additionnelle RA est reliée à la masse totale de MON déposée à la surface de la membrane comme suit [25] :

Équation 2.5.9

Dans cette équation, rA est la résistance hydraulique spécifique qui dépend de la nature du gâteau, S est la surface filtrante de la membrane et CetV est le produit de la concentration de MON dans le cœur de l’écoulement tangentiel et du volume cumulé de perméat. Le produit CetV correspond à la masse totale de MON accumulée à la surface de la membrane (en supposant que la MON est totalement retenue par la membrane). Lorsque le gâteau est compressible, rA est variable et s’exprime en fonction de la différence de pression au travers du gâteau ΔPg et du coefficient de compressibilité du gâteau s :

Équation 2.5.10

En insérant l’Équation 2.5.10 dans l’Équation 2.5.9, cela donne :

Équation 2.5.11

Ce modèle comporte plusieurs limitations en filtration membranaire puisqu’il est basé sur la théorie de filtration classique. Les hypothèses de ce modèle sont les suivantes [25] :

  • La filtration est frontale (aucun écoulement tangentiel);

  • La rétrodiffusion vers le cœur de l’écoulement est négligeable;

  • La filtration se fait à pression transmembranaire constante;

  • La séparation est complète;

  • Les colloïdes constituant la MON commencent à se déposer sous forme de gâteau dès le début de la filtration.

Pour pallier aux deux premières limitations, il est possible d’introduire un coefficient d’attachement α pour prendre seulement en considération la proportion de MON qui se dépose à la surface de la membrane [22]. En effet, quand la filtration membranaire met en œuvre un écoulement tangentiel, une partie de la MON est alors dirigée vers le cœur de l’écoulement et se retrouve ultimement dans le concentré. L’équation de la résistance additionnelle devient alors :

Équation 2.5.12

Il serait peut-être possible de déterminer α expérimentalement par un bilan de matière sur le module mais la difficulté serait de différencier la proportion de MON qui se dépose sur la membrane de celle qui se dépose dans les espaceurs.

Certains auteurs préfèrent se baser sur des considérations totalement empiriques. Un modèle empirique assez simple a été développé spécifiquement pour prédire le colmatage de membranes de NF en fonction des caractéristiques de la membrane, de celles de l’eau à traiter et des conditions d’opération [20]. Ce modèle prédit la baisse de vitesse de perméation vp/vp0 reliée au colmatage lors de l’opération de la NF à pression constante. Il tient compte des paramètres suivants :

  • Le temps de fonctionnement t en heures;

  • La force ionique I en terme de NaCl en mM;

  • La concentration de MON en terme de COT en mg/L;

  • La pression d’opération P en psi;

  • Le seuil de coupure de la membrane (MWCO) en Da.

La corrélation trouvée à partir de données publiées par différents auteurs sur les performances de différentes membranes de NF traitant différentes eaux s’exprime comme suit :

Équation 2.5.13

Cette corrélation empirique est valide pour des membranes composites de NF et pour les gammes d’opération suivantes :

Aujourd’hui, des modèles statistiques mettant en jeu des relations implicites continuent à se développer mais restent peu accessibles. Une autre difficulté de la modélisation du colmatage vient de la très grande hétérogénéité des substances contenues dans les eaux naturelles et du fait qu’il est difficile de distinguer la proportion de substances qui colmate la membrane de celle qui colmate les espaceurs.

Le procédé membranaire étudié dans le cadre de ce projet de recherche est la NF. Ce procédé comporte trois principales applications dans le domaine de l’eau potable. La première est la NF directe d’eau de surface colorée dans le but d’effectuer un enlèvement presque total du COD. Ensuite, la NF peut être utilisée pour un adoucissement ou un dessalement partiel dans le cas d’une eau souterraine fortement minéralisée. Finalement, la NF peut être ajoutée à la suite d’un traitement conventionnel existant afin d’améliorer la qualité de l’eau traitée. C’est cette application, l’affinage par NF, qui a été mise à l’étude à l’UTE de Sainte-Foy. Ces trois applications de la NF sont présentées dans ce qui suit sous formes d’études de cas.

La MON des eaux de surface colorées des pays nordiques peut contenir de grandes quantités d’acides humiques et fulviques qui sont des précurseurs importants des SPC. La NF permet en une seule étape l’enlèvement presque complet de ces précurseurs. Certaines petites municipalités du Québec s’alimentant en eau de surface pourraient se doter d’un système de NF d’ici juin 2005 afin de pouvoir rencontrer les nouvelles normes sur les THM du RQEP.

L’usine de NF de la ville de Lebel-Sur-Quévillon traite l’eau colorée et très peu minéralisée du lac Quévillon en Abitibi [3]. Cette usine, en opération depuis octobre 1997, utilise la membrane NF70 de la compagnie Filmtec/Dow Chemical, mise en œuvre dans des modules spiralés de 8 pouces de diamètre. Le procédé de NF comprend 2 trains identiques de 15 caissons chacun comportant 6 modules en série par caisson. Les 15 caissons sont répartis sur un premier étage de 10 caissons en parallèle et sur un deuxième étage de 5 caissons en parallèle. Le prétraitement consiste en une préfiltration à environ 1 μm qui est assurée par deux préfiltres sous pression. Ces préfiltres sont suivis de deux autres préfiltres de sécurité servant à retenir les particules en cas de défaillance des premiers préfiltres et permettant ainsi d’éviter une obstruction rapide des modules spiralés. Le post-traitement consiste en un ajout de bicarbonate de sodium pour reminéraliser le perméat et augmenter son pH. Du chlore gazeux est aussi ajouté à l’eau traitée afin de maintenir un résiduel de chlore libre dans le réseau de distribution. Un suivi des performances de l’usine a été réalisé d’octobre 2002 à octobre 2003 [26]. Ce suivi comporte un volet analytique et un volet opératoire. Les deux prochains paragraphes présentent les faits saillants de ce suivi.

L’eau brute du lac Quévillon est très chargée en MON. En effet, la concentration moyenne en COT a été de de 9,7 mg/L durant le suivi. Sur ce COT, environ 90 % est sous forme de COD, ce qui indique que la MON est essentiellement présente sous forme dissoute et sous forme colloïdale. De plus, l’indice SUVA moyen a été de 4,5 L/(m.mg), ce qui indique que la MON contient une grande proportion de substances humiques. Cette eau est peu turbide, très douce, très peu minéralisée et elle contient relativement peu de microorganismes indicateurs de pollution fécale. En effet, les moyennes annuelles de turbidité, de dureté, de conductivité et de compte en coliformes fécaux ont été respectivement de 3,8 UTN, 12 mg/L CaCO3, 27,1 μS/cm et < 1 UFC/ml. Enfin, sa température est très variable comme pour les eaux de surface du Québec (1 à 22 °C). La NF a permis un abattement très important de la MON puisque des taux moyens de séparation de 91 % du COT, de 97 % de la couleur et de 99 % de l’absorbance UV à 254 nm ont été observés. Le COT moyen de l’eau à la sortie du réservoir de distribution a été réduit à 0,9 mg/L. De plus, la concentration moyenne annuelle de THM en extrémité de réseau a été de 12 μg/L ce qui est nettement en dessous de la norme québécoise de 80 μg/L. Le procédé de NF a aussi permis de respecter à ± 0,002 UTN l’exigence technologique de 0,1 UTN de turbidité à 95 % du temps pour la filtration membranaire.

La production d’eau moyenne a été de 2300 m3/jour durant la période du suivi. La vitesse de perméation moyenne a été de 16,9 L/h.m2 et les taux de récupération globaux ont varié entre 65 et 75 %. Les pressions transmembranaires ont été environ 2 fois plus élevées en hiver qu’en été à cause du changement de température de l’eau. À titre d’exemple, les pressions hivernales ont été en moyenne de 744 kPa pour le premier étage du train 1, de 693 kPa pour le second étage du train 1, de 832 kPa pour le premier étage du train 2 et de 777 kPa pour le second étage du train 2. Ces pressions pourraient éventuellement diminuer de moitié dans le futur en remplaçant les membranes NF70 par des membranes NF270 qui sont presque 2 fois plus perméables avec environ les mêmes performances de séparation. C’est une option sur laquelle la municipalité se penche afin de sauver des coûts en énergie. D’ailleurs, certains modules d’un des deux trains ont été remplacés depuis la fin du suivi et cela a permis une baisse significative de la consommation d’énergie et une économie de 1000 $ par mois.

L’histoire géologique d’une région permet souvent d’expliquer la concentration en minéraux dissous présents dans ses eaux souterraines. En effet, la présence d’un type particulier de roche ou bien l’emplacement d’une mer ancienne peut pendant des siècles, voire des millénaires, contribuer à la minéralisation d’un tel type d’eau. Malgré la grande qualité de la majorité des eaux souterraines du Québec du point de vue des microorganismes, de la MON et des résidus anthropiques, il arrive parfois qu’elles soient trop minéralisées pour la consommation et les autres besoins. L’OI est largement utilisée pour le dessalement de l’eau de mer mais ses coûts d’opérations peuvent être assez élevés dus à la pression élevée requise au fonctionnement de ce procédé. La NF permet un enlèvement direct du fer et du manganèse des eaux souterraines mais permet aussi de réduire leur dureté et leur salinité avec un rendement plus économique que l’OI [3].

La station de traitement de Sainte-Geneviève de Batiscan en Mauricie, en opération depuis 2000, traite par NF une eau souterraine contenant une concentration en solides totaux dissous de 500 à 1000 mg/L, une dureté de 200 à 400 mg/L et une concentration en ions chlorures de 200 à 600 mg/L [27]. Le choix de la membrane s’est arrêté sur la membrane NF90 de la compagnie Filmtec/Dow Chemical à cause de sa grande capacité de séparation des sels (≥ 90 %). Lors d’un suivi de la station effectué entre juin 2001 et août 2002 [27], le perméat produit a montré des concentrations moyennes de 41,5 mg/L en solides totaux dissous, de 9,3 mg/L en dureté et de 19 mg/L en chlorures ce qui permet amplement de respecter les recommandations d’ordre esthétique pour la qualité de l’eau potable au Canada [28].

Un système comprenant 24 modules spiralés de 0,2 m de diamètre est alimenté par 850 m3/j d’eau brute qui possède une température presque constante de 7 ou 8 °C. Il y a deux modules en série par caisson et ces caissons sont configurés en 4 étages comme suit : 4-4-2-2. Les débits de perméat et de concentré sont respectivement de 654 m3/j et de 196 m3/j d’où il est possible de calculer un taux de récupération de 77 % et une vitesse de perméation de 30,7 L/(h.m2). La pression à l’entrée du système est d’environ 1240 kPa et elle est réduite à environ 1050 kPa à la sortie lorsque le système n’est pas colmaté. Le perméat est mélangé à 109 m3/j d’eau brute afin de rehausser la dureté à une valeur plus habituelle soit de 51,1 mg/L en moyenne pour l’eau distribuée. Ce mélange permet aussi à l’alcalinité de passer de 5,1 mg/L à 16,8 mg/L, ce qui assure un certain pouvoir tampon à l’eau [27] [29].

Le prétraitement consiste en une préfiltration à 5 microns pour enlever les particules en suspension qui pourraient contribuer au colmatage prématuré des membranes et des canaux d’écoulement tangentiels. Une solution commerciale d’agent antitartre, le PermaTreat PC-191 est ensuite ajoutée à l’eau préfiltrée à une dose de 2,4 mg/L afin d’éviter la précipitation de sels à la surface des membranes en raison des solides totaux dissous élevés et du phénomène de la polarisation de la concentration [27]. Malgré cette précaution, un lavage chimique des membranes est requis à tous les deux mois environ lorsque la pression d’opération atteint une valeur trop élevée. Malgré les lavages chimiques, un faible colmatage irréversible se manifeste de façon progressive. Un léger accroissement de la pression d’opération d’environ 120 kPa a été noté entre juin 2001 et août 2002. Enfin, il n’y a aucun post-traitement, pas même de chloration. La chloration n’est pas requise selon le RQEP puisque cette eau souterraine est considérée comme non susceptible d’être sous l’influence directe d’une eau de surface et puisqu’il n’y a aucun historique de contamination fécale pour cette source.

Tel que vu à la section 1.2, il existe trois principaux procédés qui permettent, plus ou moins efficacement, d’effectuer un traitement d’affinage. Rappelons qu’un traitement d’affinage est un traitement supplémentaire à un traitement existant (souvent la chaîne conventionnelle) qui est mis en place afin d’obtenir une eau potable de qualité supérieure. L’affinage peut être requis pour rencontrer de nouvelles normes sur la qualité de l’eau potable ou bien pour anticiper la venue de normes plus strictes dans le futur à court et moyen terme. Ce traitement supplémentaire peut aussi être utilisé à titre préventif pour limiter la dégradation de la qualité de l’eau dans les grands réseaux de distribution. Le fait de combiner le traitement conventionnel et la NF favorise l’approche multibarrières et permet de minimiser le colmatage des membranes par rapport à la NF directe d’eau de surface.

La première municipalité au monde à mettre en opération en 1999 un traitement d’affinage par NF à grande échelle est Méry-Sur-Oise dans la région parisienne en France. L’usine de Méry-Sur-Oise traite l’eau de la rivière Oise qui contient une concentration élevée de COT (>6 mg/L en automne) et de pesticides (>850 ng/L d’atrazine en été) et qui comporte une dureté moyenne de 350 mg/L CaCO3 [30] [31]. L’affinage par NF se substitue partiellement à l’étape d’affinage par ozonation et filtration biologique sur CAG. La filière par NF a une capacité de production de 140 000 m3/j mais produit en moyenne 130 000 m3/j de perméat tandis que la filière biologique a une capacité de production de 200 000 m3/j mais produit seulement 50 000 m3/j en moyenne. Les eaux traitées des deux filières d’affinage sont mélangées puis chlorées avant distribution.

La filière par NF est configurée comme suit. L’eau traitée par le système conventionnel (coagulation-floculation, décantation à flocs lestés, réinjection de coagulant, pré ozonation, filtration sur sable et anthracite) est préfiltrée à 6 µm avant d’entrer dans un arrangement de 9120 modules spiralés de 0,2 m de diamètre contenant la membrane NF200 de Filmtec/Dow Chemical [32]. L’ajout d’un agent antitartre se fait en amont des membranes. Il y a 8 trains identiques de 190 caissons pressurisés contenant chacun 6 modules spiralés en série. Chaque train comporte trois étages en série (caissons en parallèle dans chaque étage) : 108 caissons au premier étage, 54 caissons au deuxième étage et 28 caissons au dernier étage [30]. La NF est opérée à une vitesse de perméation moyenne de 17,5 L/(h.m2), à un taux de récupération global de 85 %; il n’y a pas de recirculation du concentré [33]. La réduction du nombre de caissons d’étage en étage permet de maintenir un débit d’écoulement tangentiel minimal et de pallier ainsi au plus grand risque de colmatage associé à une concentration de l’alimentation plus élevée. Après la NF, le traitement final consiste en un dégazage et une désinfection aux rayons ultraviolets.

Les principales améliorations apportées à la qualité de l’eau distribuée depuis l’implantation de la NF à Méry-Sur-Oise selon des moyennes annuelles sont [30] :

  • Réduction du COT et du CODB d’un facteur 3 à 5;

  • Réduction des THM d’un facteur 2;

  • Réduction de la population viable de bactéries d’un facteur 10;

  • Réduction de la demande en chlore dans le réseau de distribution d’un facteur 3;

  • Enlèvement de l’atrazine (sous de la limite de détection).

Préalablement à la mise en opération de l’usine en 1999, des essais pilotes ont été réalisés en 1996-1997. Parmi ceux-ci, il y a eu la comparaison des performances d’enlèvement pour deux différentes membranes et la comparaison de la consommation d’énergie des pompes de pressurisation en fonction de la vitesse de perméation fixée. Pour des taux de séparation similaire de la MON, les membranes NF200 et NF70 présentent des taux de séparation du calcium et de l’alcalinité très différents (voir Figure 8). En fait, la membrane NF200 conserve des concentrations d’alcalinité et de dureté adéquates dans le perméat tandis que la membrane NF70 produit un perméat très peu minéralisé.

La puissance électrique requise pour faire fonctionner les pompes de pressurisation en amont des membranes est de 20 à 25 % plus élevée si l’opération se fait à 22 L/(h.m2) par rapport à 17 L/(h.m2) et ce pour le même débit d’eau traitée (voir et Figure 9).

La plus grande puissance requise à haute vitesse de perméation vient du fait que le colmatage est accentué lorsque vp augmente. Toutefois, il faut environ 1925 modules de moins (23 % de moins) pour traiter la même quantité d’eau à cette vitesse (calcul basé sur une production de 130 000 m3/j à 22 L/(h.m2)). De plus, en comparant les deux courbes de la Figure 9, il est possible de remarquer que leur écart est plus prononcé en hiver (1°C) qu’en été (25°C) probablement dû au fait que la pression requise en hiver est supérieure à cause de la variation de la perméabilité des membranes avec la température. Le choix d’une vitesse de perméation de 17,5 L/(h.m2) pour l’usine réelle s’est fait en faisant un bilan des coûts d’investissement, d’opération et d’entretien. À cette vitesse de perméation, l’énergie consommée par les pompes de pressurisation de l’usine en 2000-2001 a varié entre 0,27 kWh/m3 l’été et 0,50 kWh/m3 l’hiver avec une moyenne annuelle de 0,35 kWh/m3 [30].

Toujours en 2000-2001, les coûts supplémentaires reliés à l’affinage par NF à l’UTE de Méry-Sur-Oise ont été évalués. Les coûts en électricité, en produits chimiques et pour l’entretien du système de NF sont chacun d’environ 0,015 Euros par m3 de perméat produit [30], ce qui correspond en dollars canadiens à 0,024 $/m3. Les coûts totaux d’opération et d’entretien reliés à l’affinage par NF reviendraient donc à 0,072 $/m3. À ces coûts, il faudrait évidemment rajouter les coûts reliés à l’opération et à l’entretien du système conventionnel et de la filière d’affinage biologique pour obtenir les coûts totaux d’opération et d’entretien de l’usine.



[1] Il est à noter que dans ce qui suit, l’espaceur grossier sera tout simplement appelé espaceur.

© Mathieu Bonnelly, 2005