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UNIVERSIDAD AUTóNOMA METROPOLITANA UNIDAD IZTAPALAPA

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(1)

UNIVERSIDAD AUTóNOMA METROPOLITANA UNIDAD IZTAPALAPA

Proyecto Terminal

Análisis Energético en

una

Planta de Metano1

Que para obtener el Título de: Ingeniero en Energía

(2)

i.1

Uso

eficiente de energia en plantas de procesos quirnicos ]I

1.ii.n Clasificación de los procesos de separacidn

1.1.2 Reducción del consumo de energía. HrreversibiPidad

inherente a un proceso de separación 1

3.2 Balances de materia

y

energia

32.1

Algoritmo

y

condiciones para el c&EcuPo

3.2 Cálculo de entropia

3.2.P Consumo de trabajo neto

3.2.2 MedPci6n de

AS

3.23 Diferentes valores de Qrev

4.2.4 Cambios de entropia e irreversibiiidad

(3)
(4)

Los procesos de separación en los que el consumo de energia es un faceor critico se llevan a

cabo generalmente en procesos por etapas, con objeto de reducir la cantidad de agente

separador necesario. Las necesidades de agentes de separación, a su vez, están por lo

general directamente relacionadas con el consumo de energía.

Benedjict (1974) clasificó Pos procesos de separación en etapas anttkipies en mes categorías,

como sigue, basándose en el consumo relativo de energía para una separacibr, dada y con ;n

iartor de separación dado:

1.

P ~ Q C ~ S O S

potencialmente rcvevsibles:

el consumo neto de trabajo puede, en principio,

reducirse a &'mn,T. Esta caeegoría incluye genera8rnenEe Pos procesos de separacibn

basados en el equilibrio enere fases PnmPssibPes, que emplean s6Yo la eneqía core

agente de separación Algunos ejemplos son ia destilaruh, l a cr:s~aiu;icibn 1 :a

condensación parcial.

2..

P ~ Q C ~ ~ Q S

parcialmente reversibles:

Ea mayor parte de pasos involucsados en este proceso

son potencialmente reversibles, excepto uno o dos, como la adición de u n

disolvente, que es en si misma irreversible. Estos procesos engloban generahenee

aquellos procedimientos de separaciones en equilibrio, que emplean una corriente

de materia como agente separador. Algunos ejemplos son la absorcibn, la destiiaci6r:

extractiva

y

Pa cromatografia.

3. Procesas irreversibles:

Todos Pos pasos en e! proceso requieren entrada irrevers~bia: dc

energía para la operación. Estos procesos son generalmente procesos de separ.a:xh~

"controlados por Pa cin&ica".

Son

ejemplos los procesos de separaci6n CCPI!

membranas, Pa difusión gaseosa y Pa electroforesis.

Las irreversibilidades termodinámicas inherentes a un proceso de separacndn hacen que el

consumo neeo de trabajo sea mayor que Wmn,To. Estas irreversibilidades pueden tornar

(5)
(6)

desarrollo en Alemania condujo en 1923 a Pa primer manufactura a gran escala basada e n c ! gas de sintesis:

En la manufactura del metanol a partir de gas de sintesis comprimido

(CS/

;Y7

)

se t i m e n

variaciones en las condiciones de proceso

y

en la composPci6ra der camizaucr ..i;

modificaciones a l catalizador óxido se basan en:

zno

-

cr-,o,

Primera generacicn

cuo

-

zno

I A&,O, Segunda generación del caeakador

Si el gas de sintesis es manufacturado a partlir de gas natural rico en metano, ecmrsces ~,USI.;E

composición

(CO+

3H,)

no corresponde a Pa estequiometna requerida. Fn estos casos, es

adicionado C 0 2 en Pa alimentación, consumiendo m á s N, (ecuaci6n 1.23 que el

GO

(ecuación 1.1).

1.2.

1 .

EI

proceso BASF es conducido entre 328-388

'C

y

340 bar.

EP

ca~akitzaaor ZmO - Gr2QO,

tiene una máxima actividad cuando la relacibn i k /

Gr

es aproxi:s:~dal7lenes 7C:36: ':; . " g2s

frío es inyectado en vasios lugares en el lecho sataiizador para evitar &cas ~ C I T I ~ C T ~ : L ~ S :: .-c

cambiaría el equilibrio para el metanol

E!

catahador usual es muy resrsmltr d:

envenenamiento por bajas concentraciones, Ba mezcla de óxido tiene una vida de se~virio de

varios anos. Los productos secundarios tales corno el dimeti! éter rnecBEen0 formado 1. el

alcohol son separados por destilación con una baja y alta ebullición en Pa columna. A fin de

suprimir las reacciones Patesales, se maneja un corto tiempo de contacto

(1-2

S ) , donde se

impide completarnenre el equilibrio desde donde torna lugar.

La

conversidn es s61o dei :1?.

que es cornfin para un sólo paso a través del reactor.

Los procesos industriales han sido hechos para una elevada eficiencia.

El

L Z S C ae i : a s

presiones en el compresor centrífugo - normalmente ocupado en planms de NH3 ricr:nc

particuIarmente una fuerte E contribución.

(7)

TABLA 1.2 MANUFACTURA DE METAXOIL

3 E ACUERDO A LA PRESIóN MEDIA DES PROCESO

(8)

Reciencemence, Ea tendencia se ha dirigido hacia un proceso de presiQn med;, 12.

LJn

númerc:

de cornpanias está empleando cataiizadores basados en

Cu

así como también rjxido de

Zrz -

Cr

mostrado en Pa tabla 1.2.

Para

la

amplitud del objetivo, debe ser mencionado que desde 1943 Ceianese rient:

produciendo no sólo ácido acético, formaldehido

y

acetaldehido, sino tambii.n meurmi y

muchos otros componenees a partir de la oxidación de una mezcla p v ~ ~ a n o - b u ~ n ~ . : L x s

producros de 1s reacción deben experimentar una sepasacrcm compleja.

Entre ios usos de9 metano1 se incluyen, por ejemplo, el uso como combustibk (8% e 2

Europa Occidental en 1984, 9% en

USA

en 198%)

y

todo el meti] ester

y

éter (ejemplo:

acetato de metdo, gPicol de metileno, etc.).

El rango cambiante de aplicaciones de metano1 se extenderá considerablemenee durante la

próxima decada.

EP

material crudo

y

Pa situación de la energía respestc al :sresio de !os

productos basados en e! petróleo, espera un aumenro per-capita en el C O ~ S U I P O

dr

crlcq+

a pesar de que los depósitos de gas

y

petróleo son Pirnicados. El aurnenw en la pc:biac:~rir: >.

la simukánea carencia de Ias reselsias de proreina animal Prnpukarán un desarroh da:

nuevas estrategias.

. I

(9)
(10)

EP

metano1 también puede deshidratarse sobre un catalizador mineral especial(ESM-5) :.n

el proceso MTG (el metano1 a Pa gasolina) de Mobil. Esre proceso produce una mezcia de

hdrocarburo, Pa mayoría de Pos cuales se sitúan en el

rango

de ebuPIici6n de la gasc'ina.

k:na de las

primeras

unidades comerciaies que usaron el proceso de h.!!obil encrh err

o p e r a c i ~ n en Nueva %elanda en 1986. Esta planta tiene una capacidad anual de 600 000

toneladas de gasolina, y usa eP metano1 derivado del gas natural.

,4dern~s, el MTBE y ei

TAME

tienen la ventaja de ser soiubles en ei agua en pequenas

canridades para que, en cormasre con e! metanol, no haya ningtm peligro de

m a

segunda

fase rica en agua formándose en el tanque

de

gasolina. Las recientes pruebas han moserado

que ell MTBE provoca no sólo una mejora en e1 numero de 0ctano sino tambkn una

(11)
(12)

absorción, etc.), procesos de separación de p l - ~ d u c t o ~ con reacción quimica

y

procesos COP,

rnuhples reacciones quirnisas en m a o m% fases.

Si bier1 la operación

y

el consrol de estos procescs se realkan medianre ;a regu;,acIfir~! dt:

variables de proceso corno l a presibn, mnperatura, h j o s de materia

y

de eraergpa, erc: 10s

fac~ores que originan

y

gobiernan esos procesos se explican a dos niveles: ei rrlacroscOpjco

y

el molecular. En términos rnaclsosc6picos, la Termodinámica GI~sica

y

m2s espec?? icamerais.,

-

la Termodinámica del EquiPibmo de Fases (y/o del Equilibrio Quinniso) contienen los

elementos indispensables para los fundamentos. En ei plano rnoPesuPar, el sustento te6sico

se encuentra en 10s avances alcanzados por Pa Fisica Molecular

y

se expresa a través de 12

Termodinámica Molecular

y

Pa teoría actual sobre los mecanismos de t r a ~ s p o r ~ de m a c e m

y

energía.

Es

decir, reflejar de manera precisa las transiormaciones que la naaeeria sdre durarrer m

proceso corno los descritos antes, implica por una parte, considerar el tiempo como una

variable adicional,

y

por otra, no solo comprender sino además, poder evaluar algunos

aspectos del comportamiento molecular de Ea materia. En este idtimo asunto es en donde se

presentan Bas mayores limitaciones en Pa actualidad.

La mayoria de los simuladores comerciales existentes han sido desarroilados bajo

6::

enfoque del equilibrio rrerrnodinámiso

y

sin cambios en el tiempo (regimen estacionario) y

con ellos es posible, en principio, simular

la

totalidad de ios procesos mencionados antes.

En Pa ultima decada, en esos simuladores se han introducido algunos avances q u e

investigadores de todo el mundo han logrado en este campo. Eajo el enfoque de m -

equilibrio, por ejemplo, apareci6 el modelo MTEIFMC de

ASP?&

PLiLlS 7 z - z srr:* ,.Aki.

(13)
(14)

Las ecapas básicas en el proceso de fabricación de gas de sintesis a pareir de gas narurai,

vapor

y

bióxido de carbono, comprenden el precalentamknrs de 10s reac~ivos y la

conducción de Pa mezcla a una caldera donde se PBevarjn a cabo ¡as reac'-- L:Lnes, 1'

posteriormente el flujo obtenido sera enfriado con agua.

5

coneroi del proceso rs Y:;-)-

exacm, variaciones

muy

ligeras en Ya operación causarían un cambio d e s p ~ p ~ , ~ ; ()r;&i(l(p c::

ia relación hidrógeno-monóxido de carbono.

Las

~ Q I I I ~ Q S ~ C ~ Q I X S satisfaccorias del gas de sintesis también pueden ser obtenidas por ia

oxidación parcial del metano y/o hidrocarburos ligeros, en una operación no catalitica en ia

cual el oxígeno puro

y

el gas natural son precalentados

y

una vea mezclados so^

trasladados a un reactor donde se llevaran a cabo Pas reacciones a una temperatura deí

orden de 14OO-P6QO "C.

El

costo del gas de síntesis depende del cosro del oxigenis,

quc

cs

elevado a menos que se produzca en grandes cantidades.

Este gas consiste en aproximadamente en 40% de kidr6geruo

y

60% de dlijxido de carbor~o,

de manera que el hidrógeno constituye el l a c t ~ r Ilmitance e n l a procl,ccml, y el' exccst

di6xido de carbono es removido.

" ,

"h

EP

gas rnaturai es reformado can vapor,

y

para remediar el deficit de carbon@, el di6x1do dc

carbono es recuperado como un producto secundario del gas de sintesis, el cual es agregado

en Pas proporciones requeridas. Esta mezcla de gas se ~ Q I - I I ~ P ~ I T I ~

y

se introduce

directamente a Pa síntesis, produciendo una mezcla de metanol-agua.

En conclusión, se puede decir en general que para el acoplamiento de ia mezcia de gas

conteniendo un volumen alto de no reactivos o el predominio de uno n de! CXFO r-escci\~c;

son poco satisfactorios para una eficiencia

y

c o s ~ o s bajos en la produccitm, p1~eszc que t:.

exceso del reactlvo o de gas inerte, debe purgarse fuera de la sin~esis. Esca pm-ga no pueae

efeceuarse selectivamente, teniendo como consecuencia perdidas de gas reaceanre y

metano! junto con eE componente(s1.

E!

valor de los gases perdidos por ia

purga

es S

menudo menos significativo que la perdida de energía en forma de codensa c;6c, que es C Y

(15)

Los gases purgados pueden ser quemados en otras secciones de l a pBazlta c ';~.~aeder;

(16)

I E Y

n6rnero de productos que pueden ser formados teóricamente por Pa reasci6n de

rplonóxido de carbono e hidrógeno puede c o n d ~ c i r a la creencia que k purificaci6ri del

metano1 presenea un problema enorme. Con condiciones de operac:!ó,xl apropnadas, SIP:

embargo, es posible obtener un producto a partir de Pa síntesis que separa un 9@"8o/o de

metano1 antes de Pa absorción. En Pa fase de absorción, el vapor recobrado en ei fhsheadn es

ei resuizado de una presión baja, diluye el producto, para que la corriente de Ba secci6n de

purificación coneenga airededor de 20°/o de agua.

IEE

agua diluyente no es un gasto fijo COITIC

prodtxto de

la

destilación,

y

por lo tanto no incrementa Ba energia demandada

substancialmenw.

La siguiente operación de refinación trae consigo Ea destilación en dos o tres solunlnas. 'r-r:

una refinería típica de dos etapas, el metano1 crudo, despues de ser pmx&mxic!, m t : ~ Y

la corriente de a h e n e a c i ó n , donde normalmente est2 e q i p a d a con un recairrsrados. i . w

cornponenees sondensables son recirculados en una proporción adecmda

Si

se p ~ e s s s - ' ~ ~ . ~ ?

alcoholes elevados, pueden ser separados como una corriente lateral. Los fondos, q.u.e

contienen metanol con agua

y

posiblemente altas impurezas de fondo, pasan a traves de - m

precalentador para Y corriente a de alimentación de crudo, y e n m n a la coiumrla L L ~

refinación, donde generalmente son calentados con vapor direcro. Los gasros fijos com,c

producms comprenden metano1 con una pureza de 99.!J0/o. Los prcdusros

Ce

fcndos 30:

procesados m ~ s adelante. Tratamiencos con quimxos pueden ser u t i i m s o s e n m o- : ~ ~ I L : x

durante Bas destPPacEones para convereir y quitar impurezas corno merilammas o

c ~ m p o n e n ~ e s insaturados, y para ajustar el si es necesario.

"

La naturaleza de ia reacción entre el hidrógeno

y

eE

diQxido de carbono, con o sin la

presencia de monóxido de carbono, es tal que el metano1 crudo pro mido desde eseos

reactivos requiere de una mejor dilución que el producto obeenido de la sincesls q ~ x

involucra únisamente monóxido de carbono. Redefiniendo, aunque sigue:) s 1 ~ r : ~ i 2 ~ ' c s

principios, tiene que ser mas elaborado, pero no hay diferencia e n

e i

pxx:;x::.r; ir:^

primario.

(17)

vapor

VJ 300 ps1g

(18)

El

CO

y

CO?

ese8n formados, pero no aicanzan camidades

iguales

debido a !a resLriccu3n cie

equilibrio

y

a !a cinetica. Bajo Pas condiciones dei syngas en. ia caldera, a!reciedos llyc :!res

moles de

CO

son formados por 1 mol COZ.

Escribiendo la estequiometría de esta reacción:

El

syngas en

Ba

caldera es una mezcla de

CO,

COZ y HZ7 no todo el carb6n es c:or~vertl!do :Y

COI porque este es un equilibrio entre

CO

y

CO?

debido a las reacciones r-a.\~rrsuklcs

Invohcradas. Nosotros deseamos ser capaces de generar soiamence

C C ,

porque 6 ~ 1 ~ 9

producirá Onicamente metano] en el próximo paso en el proseso, en el rsac:tor de merkenol

Cualquier

CO?

genera HZ0 al producir metano! y también se usan t r e s males de por

p torno de carbono en vez de usar dos moles por una de

CO.

(ecuaciones 2.1 y 2.2).

La cantidad de gas usadc como combustible (gas me'tano) en ?a caldera es alimentad:.

pc-'-

c .

propio proceso. Esta combus~ión de gas nacural ~ ~ Q ~ ~ P C ~ O I I Z e! calor mewsario

;xz

. : , > ',,

reacciiin del syngas. Tambien se produce vapor de alta presión, e! cual es usado dcntro CY;

proceso en la turbina que c o ~ d u c e a l compresor. El vapor que sale del compresor es : s a ~ ~

en Ya planea m ~ s adelante en Y secci6n a de deseiPaci6n para proveer caior al precalentador.

Este cipo de sistema de suministro de energia es común en muchas plantas quimicas. El

vapor de alta presión

(BO80

psig) es generado en una caldera convencional de aceite, gas o

carbdn.

La

corriente de vapor es producida a varias presiones cenando se dispone del calcr

de Pas reacciones exotérmicas

y

de8 calor recuperado en otra paree del procesi;. E! vapor d6:

alta presión es usado en las turbinas, sobre procesos de compresores, 3on-nbas y r:::

generadores ekctricos.

EP

vapor a Pa salida de la turbina tiene diversos W ~ T C S

(%O$\;,

:ICE

j'

25

pig)

y

se usa para el proceso en 4as columnas de des~ilacl611, e 2 seaczres endol-e:-xli;:c>s,

r a r q u e s y en edificios.

,

-Ei

syngas se comprime cerca de n5oo psig en an compresor de dos eeapas con un enfriador

enrre los estados. Básicamente la sazón es porque se reduce la energía que necesita en el

(19)

725 "F

Fig. 2.2 Proceso de metano1 (seccibn de sintesis)

(20)

En Pa Fig. 2.2 se muestra un proceso simplificado e idealizado para una piaara reai &

metanol. En el reactor real, el CO

y

el COZ no son completamente convertidos en .i;n pasc 2

traves del reactor, ahí algo de

C O

y

el COZ van en la corriente reciclada

y

en el gas purgaar:

E P

CO

y

el COZ en el gas purgado constituyen una perdida de Btomos de cal-bom

25 psig

200 "F

1

Metano1

CNdo

----

Agua como producto

Vapor

90 psig

(21)
(22)

Para el cálculo de las irreversibilidades ocurridas en en proceso, nos basamos en !os

resultados del balance de energia

y

en los c á l c u h de en'tropaa proporcionados por ASPEN.

LSS reporltes que para cada corrien'te del proceso que arr'oj6 ek sirndador se ofrecen en el

Apendice.

4

f

L

r"""""""""

""""""""""

CW

Fig. 3.1 Diagrama de flujo de la simulación del horno reformador

(23)

TAB LA 1

RESirLTADOS DE LA SIMULAClóN PARA

LA SECCIóN REFORMADORA

r - - - ."

4

_ _ "" __ .. .. ." . . . . .~ .... ~ . - . ..

(24)

TABLA 2

RESULTADOS DE LA SIMULACION PARA

LA SECCION DE SINTESIS

4

-4.90

1

1

29,540

1

-2673.59

5 -5172.98 -7.37 29,540

t

6 -7314.27 -3.50 574.67 29.540

7 -1.05

X

PO’ -52.05 574.67 2,540

8 263.57 -1.94 574.67 27,000

AGUA

(25)

MET-LEUDO

657.4

i

2,800

-52.43

-9.94

x

lo4

METANO1

2,500

574.7

-51.67

-1.06

X

10' 1

AGUA

I

-1.19

x

10'

I

-33.41 726.6 508

Fig.3.4 Un proceso de separacihn impulsado por consumo de calor

(26)

QL abandona el sistema a la temperatura

TL.

Si

QH

se suministra a una m ~ q u i n a termica

reversible cede calor a To, se puede obtener una cantidad de trabajo i g d a

' U "'0

QH ?p

Andogameam, una cantidad de trabajo iguai a

puede obtenerse con QL .

EH

CQIISUI-II~ de trabajo neto del proceso Wn es

3.1

3.3

Puede demostrarse que Wn para cualquier proceso de separacihn real es mayor

que

A B v e p ,

y

serán iguales unicamente en el caso limite de un proceso de separaci6n reversible. Si existe

consumo de energia mecánica durante el proceso este deberh afinadirse directamente a l a

ecuación 3.3.

Si no hay trabajo mecánico involucrado en el p r o c e s ~ de separacibn,

y

l a diferencia de

entalpia entre Pos productos y el alimento es despreciabie frente a la entrada de calor,

Q H = Q L = Q ? Y

que es forzosamente una cantidad positiva, pues TH sera mayor que

TL

.

Una columna de destilación ordinaria es un buen ejemplo de roceso de separacihn debido

a una entrada de calor. Una cantidad de calor igual a QR entra al calderin a 4a temperatura

TR . Una cantidad de calor Qc se elimina en el condensador a temperatura

7

;

I Si la enta&a

de los productos no es sustancialmente de la de% a h e n t o , puede usarse la ecuacibn 3.4

para encontrar

wn

con =

T~

y

=T.

c u a n d o se til liza agua fria para eliminar calor en

el condensador TL =

To,

y Pa ecuacihn 3.4 pasa a

(27)

Zara un cambio isot6rmico la ecuacidn 3.6 se convierte en

Trayectoria 4 irreversible

Fig. 3.5 Diferentes trayectorias pueden requerir diferentes calores y trabajos

(28)

Sin embargo, l a trayectoria importa cuando queremos medir

A$

.

EB

procedimiento es como sigue:

Q Para el sistema observe claramente los estados inicial y final, y calcule el calor rea:

agregado O eliminado al sistema, Q r e a , .

0 Sa no se i m p ~ n e un efecto rnecinico tal como M , . U F k , expansiQn o CQTI~KXC~CLLI,

Pricci~~n, u otro efecto de trabajo, QreV = Qrrul , entonces utilice Qreu, directamente e n

la e c u a c i h 3.6.

Q Si 10s cambios de energia mecánica incluyen fricción, entonces debe imaginar una

trayectoria reversible para los cambios de energia mec6nica que han temidc I q a r .

Calcule

Q,,,

y

despues

AS

para esta trayeceoria del estado inicial. all f i n d de la red.

Se utihza exactamente el mismo procedimiento para calcular . Bien puede ser

que se tenga que elegir una trayecmria para el sistema mientras que se tenga que elegir otra

para Pos alrededores.

Para evaluar AS de un sistema que experimenta un cambio de estado irreversible, es

necesario ideas un procedimiento reversible, para g r o d u ~ i r el mismo cal-nbic y e- LLtonCe!;

evaluar la ecuaci6n 3.6 para este proceso. Esta cantidad es igual al c a m b a de entropia de.

sistema en el proceso irreversible, ya que la encropla es una funcidn de estado.

Puede haber cualquier cantidad de trayectorias reversibles del estaao

:.

a i estado 2., c;tda

una con su Qre, particular puede diferir de trayectoria reversible a trayectoria reversiie,

sin embargo,

AS

es la misma para todas esas trayectorias diferentes.

Debe notar que S depende del estado del sistema.

Es

una funci6n de estado (como Po

es

U ,

T

o N >. No es una función de la trayectoria como

Q

O W , y l a fmica manera de

calcular AS para un cambio del estado 1 a l estado 2 es hacerlo C Q una trayectoria ~

Existe una selacibn cuantitativa simple entre el grado de irreversibilidad de un p ~ ~ e s o

y

61

aumento eotal de enxtropia. Cuando una cantidad de calor

Q

se transfiere de un sistema al!

medio circundante de una temperatura ;"; a otra más baja T2, eL S ~ I T I S ~ Q total de entropis

(29)
(30)

La

mezcla de sustancias en si misma un proceso irreversi le. Las sustancias se p ~ e d e ~ ~

mezclar espontáneamente, pero la separación de mezclas homogeneas en dos c: mis

productos de distinta composición a Pa misma temperatura

y

presidn requiere

necesariamente alguna clase de aparato que consuma trabajo ylo energia.

El trabajo mínimo posible para una determinada separación, puede obtenerse postulando

un hipotético proceso reversible, siendo independiente del camino empleado para llevarlo a

cabo. Una de las consecuencias del segundo principio de la termodinámica es que c u a l q ~ i e r

proceso reversible para llevar a cabo una determinada transformación precisa el mismo

trabajo,

y

que el trabajo requerido en cualquier proceso real que e l e c t i ~ l a T I lKma '

separación es mayor.

El

minima trabajo reversible necesario depende anicamente de ia

composicidn, temperatura y presión de la mezcla a separar,

y

de l a composici~~n,

temperatura

y

presi6n de los p ~ ~ d u c t o s .

El trabajo rninimo de separación isotérmico de una mezcla binaria de gases puede

obtenerse postulando un proceso continuo reversible, como el esquematizado en la Fig. 4.1.

La mezcla de gasea A

y

B circulan en continuo a traves de un recipiente manteniéndose las

condiciones de alimento "fracción molar de A,x,, ; temperatura

T

,

y

presibn < . Los gases

salen del recipiente a traves de dos membranas semipermeables, una de las cuales es

permeable a A

y

no a B,

y

la otra es permeable a B

y

no a A. Las dos membranas tienen una

infinita permeabilidad para cada componente; de ahi que Gnicamente se requiera u n 2

diferencia de presión infinitesimal para atravesar la membrana. Las dos corrientes de

producto están equipadas con compresoses ( o expansores) isotermicos y reversilbles, que

lievan el producto a la presión

P2.

]El

calor se elimina continuamente de ISS C Q I I I ~ ~ ~ ~ ~ K S

con una superfj.cie de transmisión de calor infinitamente grande para mantener l a

temperatura a

T .

Los caudales de elirninacidn de ios pr~ductos compensan exactamente e!.

caudal de alimento del reactor.

El trabajo necesario para llevar a cabo la separaci6n es igual a l trabajo C C X I S ~ I ~ Q por los

dos compsesores. El trabajo isotermico consumido pm un compresor que funciona en flujo

(31)

Membrana

_ig. 3 1 Proceso revcrsibie para la separacien de una mezcla binaria de gases e n pr:xAucros puroa

expresih para una expansi611 isotermica reversible es La misma, pero W sera

(32)

IEl proceso esquematizado en Pa

Fig.

4.1 es reversible, puesto que puede ~nvtlr'~?rsse

transformándose en un proceso de mezcla en e! que el trabajo generado es negaeivo

y

v m ~

dado por Pas ecuaciones 4.2 o 4.3 es el trabajo mínimo isotérmico de separación dc una

mezcla de gases a en productos puro a

P2.

Producto 2 I .xAl "XAF

Alimento XA1 - XA2

-

4.4

41.5

?eliminado o suministrado a todos los compresores o expansores a T

d

P

= XAF I C p = ,yA&

r - ~ -

~~

?eliminado o suministrado a todos los compresores o expansores a T

d

2roclucto i

l l

(33)
(34)

mdlcando que el trabajo disponible de una expansihn reversible se reduce si tnens- lugar

simulcaneamenLe una separación. Andogamenee, en e1 caso de compresiór! n e ~ a , e! trabajo

mínimo requerido sera necesariamente mayor cuando exista separación que en el caso cic

que no exista.

O 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0 9 3

Fig. 4.3 Trabajo mínimo de separación de una mezcla binaria de gases. (Línea continua =productos puros; linea de ~LIZQS = xAl = 0.85, xA2 = 0.20)

(35)
(36)

donde

Cp,

= capacidad caPosifica de los diseintos componerntes

TF

y

PF

= temperamra y presién del a h e n t o

TI

y

Pj

= temperatura

y

presion de los distintos produr:3s g t ~ r o s ,

mezclo es l a suma de calores de mezcla del alimento.

EP

cambio de entropía vencirg

dado por.

Donde Wmn,T viene dado por Pa ecuasion para mezcla de liquidos

y

los valores de

p,

SOT.

las densidades molares de Pos distPm0s Siquidos puros.

A partir de l a segunda ley de la termodinámica es posible evaluar Pa caii$ad de Pa energía e~

un proceso. La exergia de una corrien'te a temperatura

y

presibn ( T 9 ! P ) dadas en un

proceso se define como:

Este expreskm representa Pa maxima cantidad de trabajo que se puede obtener de ciicl.12

corriente si se pasara de su estado a T

y P

a urn eseado de referencia

T,

y

,!TI

de m a x m

reversible.

En

este trabajo se considera que = 298

K.

La exergia, es una propiedad de estado que puede ser calcuiacka a parrir &e las ~>ropiecizc?cs

como cornposicPón, temperatura y presión.

A .

(37)

Fig. 4.4 Proceso revershie de condensacidn dr u1-u corr!en:e

EP balance

de

energía

es:

La ecuacjiiin 4.23 es l a ecuación de Carnot que proporciona el valor de Pa m a i r n a camidad

de trabajo que puede obrenerse de una m5quina termica reversible operando e r l ~ r e

T

y

7;)

(38)

L a ecuación 4.23 puede usarse para calcular el cambio de exergia en un proceso terrnicc

entre dos temperaturas

(T

y

To

1,

en donde Pa temperatura

T

permanece constante. S I ia

temperatura es variable durante los procesos, entonces

T

puede ser sustituida por Pa mrciia

logaritmica de Pa diferencia de temperaturas Linnhoff (1979). Sin embargo el proceso

h7olucra cambios en Pa presión

y

la composición adicionalmente ;?I los cambios t6mrnicos. !A

ecuación 4.20 es m& precisa

y

para usarla directamente se debe disponer los \,alores de !z

entropía.

Para ello, ia mayoria de Pos simuladores proporciona el valor de entropa específica en cad2

corriente del proceso.

La perdida de cxergia provee una medida de la eficiencia termodinámica de un proceso

A medida que Pa pérdida de exergia en el proceso es menor, mayor es la eficiencia

termodinámica

de1

proceso

y

menor es Pa calidad de energía requerida,

Lo

cual es valido

para procesos que se llevan a s a o por encima de Ea temperatura de referencia

qJ

!.a maxima eficiencia termodinámica establecida por el proceso reversible donde ia

perdida

de exergía es cero. Sin embargo, los procesos reversibks no ~ i e n e n gradientes impulsores

no pueden ser llevados a cabo en la práctica.

La exergia perdida en cada etapa se estima como se mencionaba anteriormente.

El

cálcuio

de Pa exergia por etapas se lleva a cabo en los pasos siguientes:

1) Simulación rigurosa de Pa columna en

el

simulador

ASPEN

2) Ext;racción del balance de cada corriente en cada etapa de Pa sirnuPaci6n convergid;i,

incluyendo:

0 Flujo molar del liquido

(Li

)

~ de vapor

(W;

en cada etapa (i)

0 Entalpía I-IIQPZX de liquido

QH,,

)

y

vapor (W,, de cada etapa,

0 Entropia molar del liquido

(S,,

)

y

vapor

(Sv,

)

de cada etapa.

0 Temperatura de cada etapa

(T

)

3) CáPcuPo de l a exergia perdida pos el proceso de separación en cada eeapa usando la

entropía y encalpía de eodas Bas corrientes involucradas. A esea se le denomma

exergia perdida por corrientes (Excorrs

1.

Para cada etapa i con fiujo de vapor (‘VI y

líquido

(L)

que provienen de Pas etapas superiores ( i -1) e inferior Qi

+

11, la

(39)
(40)

O r n O reformador

Compresor-!I:

f

2 1 ~"""""""""

"-""""""""a

Intercambiador- I :

i 3

6

1

INTERC-I

P

(41)

TABLA 4.1

EXERG~A PARA LA SECCIÓN REFORMADORA

10

H

~

2

" """"_""_"_d

(42)

W e* =

4

-

4

+

T2 (S, - S,) = -355.97 BTL/L-bmol

We, = h4 -

4

+

T4 (S, - S,) = -420.72 BTL/Lbmol

Reactor-2:

I

3

We, =

4

- h4

+

T 3 (S, - S,

)

= -32 1 .O2 BTU/LbmoI

Flash:

We, = - R T C x i In xi = -6.902~10’ BTLJ/Lbmol

A

P

= T = cte , la exergía se calcula por las flracciones de los componentes de la corrienw clc

alimentación. Los valores de los flujos por componente para cada una de las dos corricntcs

de productos (7

y

8) se encuentran en

la

Tabla 3.2, así como tamhien las fracciones de cada

uno de ellos en la corriente de alimentación 6.

(43)

TABLA 4.2

FRACCIóN DE COMPONENTES DE LA CORRIENTE

DE ALIMENTA'ACIÓN AL FLASH

Compuesto Composición (Lbmol/hr) Fracción de la corriente

7 8 - 6

Hz

O 1167027 1980 CH4

0.016756 495

II 2 0

11.OOO169 5

CO?

O OO0507

15

co

270 11.915538

O

45

'l'otal 2.540 2700 I

TABLA 4.3

EXERGIA PA4RA LA SEC.CI6N I3E SlY-lkSiS

EQUIPO

1

EXERGÍA

BTIli/Lbmol

Compresor-2 -33803.488

Intercambiador-2

Reactor-:!

-355.970

'321.020 -420.722

Flash 6.902

x

10' I

j

TOTAL

1

-34211.001 ~ Parte 111. Sección de destilaci6n

-

1

METANOL

AGUA

Ex,,,,

= Ex,v,,V(i

+

1)

+

Ex,L_,L(i - 1) - Ex,"V(i) - E x L L ( i )

Ex,,,.,

= 9 . 5 6 ~ 1 O9BTL.T/Lbrnol

(44)

Sintesis

Las condiciones terrnodinarnicas a las que se efectúan ios diierentes equilibrios (de

eransferencia de calor

y

materia) tienen gran influencia en Pa eficiencia de Pa operaciiic de

(45)

3 g . 5.1 Pérdida de exergía de la columna de destilaci6n

p'

(46)

Soares (1998) indica que algunas variables de diseno de las co~umnas simpies de desciiaci5:

Llenen .;n gran efecto sobre el perfil de Pas perdidas de exergía. Enme ellas esta la relaclbr!

de reflujo, l a condición termica de Pa alimentación

y

el eieceo de Pos rehewidores y

condensadores laterales, en columnas de separación binarias

y

muiticsmponentes, ESLOS

efectos se resumen en:

T

(47)

j

i

I

I L

i

i

(48)

que nos sirvieron para recalcular Pas nuevas perdidas de energía con las modificaciones

realizadas, dando como resultado

lo

siguiente.

0 Modificación de la posición de la etapa de alimentacih.

El

resuitado de Y variasidn a dr l a

etapa de alimentación de Pa columna se presenta en la

Fig.

5.5, doncit. se laeilizrj la

notación siguiente: A25 = alimentación en l a etapa número 25. Esta gráfica s61o n3s

muestra Pas perdidas de exergia para tres diferentes etapas de aEimensacPón, eeapas

25, 35

y

45, pero el comportamiento a lo Pargo de toda la coiumna es simdar. En ia

Fig. 5.5 vemos que para cada una de Bas opciones presentadas ia p r i ~ 'r tI-a varlac:rfirl

se encuentra en la etapa de alimentación, producida por un deseq,

'

xllhr-xo .tem:lKr: tl::

la composición en dicha etapa; pero Pa mayor cantidad de exergia se obserr- d 1~ Lt.

-

I - ' ~ " i i l

del fondo. Por Po tanto, podemos decir que en Pa variación de eeapas de

alimentación Pa exergia en Ba etapa 59 se mantiene constante

y

nuesno propdsito

es disminuir este consumo

- .

o

1

E;

. . . .. . . . . .

Fig. 5.5 Pérdidas de exergía en diferentes etapas de alimentaci6n

Modificación en la relación de reflujo, En el diseno inicial de la coSumm de dec '17 ,~iOn sc

utilizó un reflujo de 7 , a panir de este valor se realizaron variacisr~es e n l a reixxtx:

de reflujo hasta disminuir el consumo máximo de exergia que se presen~aba en

L

erapa $9. La Fig. 5.6 muestra el resultado de esee anaPisis, observando que para

menores relaciones de reflujo Pa perdida de exergia es menor, es decir son

(49)
(50)

400

300

200

I 00

0

-400

-200

I

1500

10 20 30

-500

(51)
(52)

1

(53)
(54)

Ei

análisis energético realizado en

resdtado que Bas principales pérdidas de energía se ubicar! ey! ‘la coTumr,s de deseiiaci6r:

Para observar el comportamiento termico de dicha colunna se .Y;uerfi un 62SG base !iC

simuiación de la columna de destilación

y

se p r o p ~ s i e r o ~ dos ~ i p o s de s~~odiP~sacioncs a Ids

variables

de

operación en la columna: 1) Modificación de la erapa de alimentacidrt y :?,>

Modifiaaci6r, en Pa relación

de reflujo.

Los resultados muestran que ka variacidn, en

i a

posici6n de la aPirnentaci6n no afecta el ~ Q I I S U ~ O energktiso, por ei contrario en Bas erapas

de alinlentación se nota un incremento de exergia.

Por

otro Pado, n l o d i f i c ~ Ba relacihn de

reflujo

eiene efectos significativos en consumo de energía. La disminución hasta un valo: de

Ia unidad en Pa relaci6n de reflujo reduce un 76% la exergia en Pa

CQEUITKM.

Cabe decir QLC

esta relación de reflujo implica flujos de liquidos corriente abajo mucho menores

y

!a

energía necesaria en el rehervidor se ve reducida. Todos estos r ~ ~ p ; l t a d ~ s fueron

(55)
(56)

APÉNDICE

A

DIAGRAMAS DE FLUJO DE LA

SIMULACIóN

Y RESULTADOS DE

(57)

In

N

m

5

M

W

H

(58)

APÉNDICE

A

DIAGRAMAS DE FLUJO DE

LA

SIMULACIóN Y RESULTADOS DE

(59)

I I

I

O

t

(60)

Conclusiones

El análisis energético realizado en la Planta de Producci6n de Metano1 arroj6 como

resultado que las principales pérdidas de energía se ubican en la columna de destilacirjn.

Para observar el comportamiento térmico de dicha columna se consider6 un caso base dc

simulación de la columna de destilación

y

se propusieron dos tipos de modificaciones a las

variables de operación en la columna: 1) Modificación de la etapa de alimentación

y

2)

Modificación en la relación de reflujo. Los resultados muestran que la variación en la

posición de la alimentación no afecta el consumo energético, por el contrario en las etapas

de alimentación se nota un incremento de exergía. Por otro lado, modificar la relacibn de

reflujo tiene efectos significativos en consumo de energía. La disminución hasta un valor de

la unidad en la relación de reflujo reduce un 76% la exergía en la columna. Cabe decir que

esta relación de reflujo implica flujos de líquidos corriente abajo mucho menores y Id

energía necesaria en el rehervidor se ve reducida. Todos estos resultados fueron

manteniendo la pureza de los productos.

No obstante lo anterior, una relaci6n de reflujo tan pequena conducir2 ;1 un

sohredimensionamiento en el número de etapas de la columna. Es decir, sobran etapas e n Id

columna. Lo recomendable para resolver esta situación sería utilizar u n reflujo dc 5 6

unidades.

(61)
(62)

APÉNDICE

GRÁFICAS DE VARIACIóN EN

LA RELACIóN

DE REFLUJO

(63)

1-a notaci6n que se utiliza es la siguiente:

'4 - Etapa de alimentación.

K

~ Relación de reflujo.

La exergía está dada en millones de BTlJ/LhmoI.

I 9

: a

' 600

w

~ : :

O

I 9

: a

' 600

w

~ : :

O

...

ETAPA

!

A45-R5

...

j:

1

I

t

20 40 $ D $

-600 i

;. , ... ETAPA ~~ ~ ~~~~~ .. ~~~ A45-R8 ... 1200 O I ; ... ETAPA A45-R4 ... 1200 9

~ 600

I

20 40

...

ETAPA

A45-R6

20 40

ETAPA

... *. ...

20 40

-600

ETAPA

(64)

APÉNDICE

CÁLCULO DEL BALANCE

DE ENERGÍA

(65)

Donde :

Ex" ~ Exergia del vapor

ExL = Exergia del liquido

V = Flujo de vapor

(66)

APÉNDICE

C

GRÁFICAS DE VARIACI~N DE

LA

ETAPA

DE

ALIMENTACI~N

(67)

LA

nolacion que se utiliza es la siguiente:

A = Etapa de alimentación

K

~ Relación de reflujo.

La exergía está dada en millones de BTU/Lbmol.

A19-R7

. . . !

... j ETAPA

7

A21 -R7

... . I

-600

l...

...

;

ETAPA

A24437

... ~

1

f

20 40

-600 ... i

ETAPAS

1

... A20-R7

I

,-

...

i 1200 4 600 O . ... .'. :

I

ETAPA

I

I

"~ A2347 ... 4 LT Q W

3

1200 600 O

-600 1.. ... . . .

ETAPA .- r- A2547 ... I

20 40

-600

(68)

I

cn

1

-c

2

D

F

Figure

TABLA  1.2  MANUFACTURA  DE  METAXOIL
Fig. 2.2  Proceso de metano1  (seccibn de sintesis)
Fig. 2.3  Proceso  de  metand  (  sección de  destilacibn)
Fig.  3.1  Diagrama de  flujo  de la simulación del horno reformador
+7

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