UNIVERSIDAD AUTóNOMA METROPOLITANA UNIDAD IZTAPALAPA
Proyecto Terminal
Análisis Energético en
una
Planta de Metano1
Que para obtener el Título de: Ingeniero en Energía
i.1
Uso
eficiente de energia en plantas de procesos quirnicos ]I1.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
energia32.1
Algoritmo
y
condiciones para el c&EcuPo3.2 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
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 procesoson 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: dcenergía 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
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 nvariaciones en las condiciones de proceso
y
en la composPci6ra der camizaucr ..i;modificaciones a l catalizador óxido se basan en:
zno
-cr-,o,
Primera generacicncuo
-zno
I A&,O, Segunda generación del caeakadorSi 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, esadicionado 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: ':; . " g2sfrío 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 seimpide 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 spresiones en el compresor centrífugo - normalmente ocupado en planms de NH3 ricr:nc
particuIarmente una fuerte E contribución.
TABLA 1.2 MANUFACTURA DE METAXOIL
3 E ACUERDO A LA PRESIóN MEDIA DES PROCESO
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 deZrz -
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 ymuchos 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] estery
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 crudoy
Pa situación de la energía respestc al :sresio de !osproductos 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
EP
metano1 también puede deshidratarse sobre un catalizador mineral especial(ESM-5) :.nel 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 erro 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 pequenascanridades para que, en cormasre con e! metanol, no haya ningtm peligro de
m a
segundafase rica en agua formándose en el tanque
de
gasolina. Las recientes pruebas han moseradoque ell MTBE provoca no sólo una mejora en e1 numero de 0ctano sino tambkn una
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: 10sfac~ores que originan
y
gobiernan esos procesos se explican a dos niveles: ei rrlacroscOpjcoy
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 12Termodinámica Molecular
y
Pa teoría actual sobre los mecanismos de t r a ~ s p o r ~ de m a c e my
energía.Es
decir, reflejar de manera precisa las transiormaciones que la naaeeria sdre durarrer mproceso 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 algunosaspectos 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) ycon 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.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 laconducción 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 iaoxidación parcial del metano y/o hidrocarburos ligeros, en una operación no catalitica en ia
cual el oxígeno puro
y
el gas natural son precalentadosy
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
cselevado 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 dccarbono 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 introducedirectamente 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 iapurga
es Smenudo menos significativo que la perdida de energía en forma de codensa c;6c, que es C Y
Los gases purgados pueden ser quemados en otras secciones de l a pBazlta c ';~.~aeder;
I E Y
n6rnero de productos que pueden ser formados teóricamente por Pa reasci6n derplonóxido 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 COITICprodtxto de
la
destilación,y
por lo tanto no incrementa Ba energia demandadasubstancialmenw.
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 - mprecalentador 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 lapresencia 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.
vapor
VJ 300 ps1g
El
COy
CO?
ese8n formados, pero no aicanzan camidadesiguales
debido a !a resLriccu3n cieequilibrio
y
a !a cinetica. Bajo Pas condiciones dei syngas en. ia caldera, a!reciedos llyc :!resmoles de
CO
son formados por 1 mol COZ.Escribiendo la estequiometría de esta reacción:
El
syngas enBa
caldera es una mezcla deCO,
COZ y HZ7 no todo el carb6n es c:or~vertl!do :YCOI porque este es un equilibrio entre
CO
y
CO?
debido a las reacciones r-a.\~rrsuklcsInvohcradas. Nosotros deseamos ser capaces de generar soiamence
C C ,
porque 6 ~ 1 ~ 9producirá 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 porp 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 ocarbdn.
La
corriente de vapor es producida a varias presiones cenando se dispone del calcrde 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 enfriadorenrre los estados. Básicamente la sazón es porque se reduce la energía que necesita en el
725 "F
Fig. 2.2 Proceso de metano1 (seccibn de sintesis)
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 2traves del reactor, ahí algo de
C O
y
el COZ van en la corriente recicladay
en el gas purgaar:E P
CO
y
el COZ en el gas purgado constituyen una perdida de Btomos de cal-bom25 psig
200 "F
1
Metano1
CNdo
----
Agua como producto
Vapor
90 psig
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
TAB LA 1
RESirLTADOS DE LA SIMULAClóN PARA
LA SECCIóN REFORMADORA
r - - - ."
4
_ _ "" __ .. .. ." . . . . .~ .... ~ . - . ..
TABLA 2
RESULTADOS DE LA SIMULACION PARA
LA SECCION DE SINTESIS
4
-4.90
1
1
29,5401
-2673.59
5 -5172.98 -7.37 29,540
t
6 -7314.27 -3.50 574.67 29.5407 -1.05
X
PO’ -52.05 574.67 2,5408 263.57 -1.94 574.67 27,000
AGUA
MET-LEUDO
657.4
i
2,800-52.43
-9.94
x
lo4
METANO1
2,500
574.7
-51.67
-1.06
X
10' 1AGUA
I
-1.19x
10'I
-33.41 726.6 508Fig.3.4 Un proceso de separacihn impulsado por consumo de calor
QL abandona el sistema a la temperatura
TL.
SiQH
se suministra a una m ~ q u i n a termicareversible 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 es3.1
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 deentalpia 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&ade 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 enel condensador TL =
To,
y Pa ecuacihn 3.4 pasa aZara un cambio isot6rmico la ecuacidn 3.6 se convierte en
Trayectoria 4 irreversible
Fig. 3.5 Diferentes trayectorias pueden requerir diferentes calores y trabajos
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
despuesAS
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;tdauna 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 Poes
U ,
T
o N >. No es una función de la trayectoria comoQ
O W , y l a fmica manera decalcular 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
61aumento 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
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 requierenecesariamente 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 iacomposicidn, 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 lascondiciones de alimento "fracción molar de A,x,, ; temperatura
T
,y
presibn < . Los gasessalen 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 By
no a A. Las dos membranas tienen unainfinita 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 Scon 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
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
IEl proceso esquematizado en Pa
Fig.
4.1 es reversible, puesto que puede ~nvtlr'~?rssetransformándose 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
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)
donde
Cp,
= capacidad caPosifica de los diseintos componerntesTF
yPF
= temperamra y presién del a h e n t oTI
yPj
= temperaturay
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 vencirgdado por.
Donde Wmn,T viene dado por Pa ecuasion para mezcla de liquidos
y
los valores dep,
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 unproceso 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 referenciaT,
y
,!TI
de m a x mreversible.
En
este trabajo se considera que = 298K.
La exergia, es una propiedad de estado que puede ser calcuiacka a parrir &e las ~>ropiecizc?cs
como cornposicPón, temperatura y presión.
A .
Fig. 4.4 Proceso revershie de condensacidn dr u1-u corr!en:e
EP balance
de
energíaes:
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;)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 temperaturaT
permanece constante. S I iatemperatura es variable durante los procesos, entonces
T
puede ser sustituida por Pa mrciialogaritmica de Pa diferencia de temperaturas Linnhoff (1979). Sin embargo el proceso
h7olucra cambios en Pa presión
y
la composición adicionalmente ;?I los cambios t6mrnicos. !Aecuación 4.20 es m& precisa
y
para usarla directamente se debe disponer los \,alores de !zentropía.
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
procesoy
menor es Pa calidad de energía requerida,Lo
cual es validopara 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
cálcuiode Pa exergia por etapas se lleva a cabo en los pasos siguientes:
1) Simulación rigurosa de Pa columna en
el
simuladorASPEN
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 ylíquido
(L)
que provienen de Pas etapas superiores ( i -1) e inferior Qi+
11, laO r n O reformador
Compresor-!I:
f
2 1 ~"""""""""
"-""""""""a
Intercambiador- I :
i 3
6
1
INTERC-IP
TABLA 4.1
EXERG~A PARA LA SECCIÓN REFORMADORA
10
H
~
2
" """"_""_"_d
W e* =
4
-4
+
T2 (S, - S,) = -355.97 BTL/L-bmolWe, = h4 -
4
+
T4 (S, - S,) = -420.72 BTL/LbmolReactor-2:
I
3
We, =
4
- h4+
T 3 (S, - S,)
= -32 1 .O2 BTU/LbmoIFlash:
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 clcalimentación. Los valores de los flujos por componente para cada una de las dos corricntcs
de productos (7
y
8) se encuentran enla
Tabla 3.2, así como tamhien las fracciones de cadauno de ellos en la corriente de alimentación 6.
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 11.915538O
45
'l'otal 2.540 2700 I
TABLA 4.3
EXERGIA PA4RA LA SEC.CI6N I3E SlY-lkSiS
EQUIPO
1
EXERGÍABTIli/Lbmol
Compresor-2 -33803.488
Intercambiador-2
Reactor-:!
-355.970
'321.020 -420.722
Flash 6.902
x
10' Ij
TOTAL1
-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/LbrnolSintesis
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 de3 g . 5.1 Pérdida de exergía de la columna de destilaci6n
p'
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 ycondensadores laterales, en columnas de separación binarias
y
muiticsmponentes, ESLOSefectos se resumen en:
T
j
i
I
I L
i
i
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 aetapa de alimentación de Pa columna se presenta en la
Fig.
5.5, doncit. se laeilizrj lanotación 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 iaFig. 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 ldel 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 propdsitoes 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
400
300
200
I 00
0
-400
-200
I
1500
10 20 30
-500
1
Ei
análisis energético realizado enresdtado 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 Idsvariables
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, eni 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 dereflujo
eiene efectos significativos en consumo de energía. La disminución hasta un valo: deIa unidad en Pa relaci6n de reflujo reduce un 76% la exergia en Pa
CQEUITKM.
Cabe decir QLCesta relación de reflujo implica flujos de liquidos corriente abajo mucho menores
y
!aenergía necesaria en el rehervidor se ve reducida. Todos estos r ~ ~ p ; l t a d ~ s fueron
APÉNDICE
A
DIAGRAMAS DE FLUJO DE LA
SIMULACIóN
Y RESULTADOS DE
In
N
m
5
M
WH
APÉNDICE
A
DIAGRAMAS DE FLUJO DE
LA
SIMULACIóN Y RESULTADOS DE
I I
I
O
t
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 lasvariables 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.
APÉNDICE
GRÁFICAS DE VARIACIóN EN
LA RELACIóN
DE REFLUJO
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
APÉNDICE
CÁLCULO DEL BALANCE
DE ENERGÍA
Donde :
Ex" ~ Exergia del vapor
ExL = Exergia del liquido
V = Flujo de vapor
APÉNDICE
C
GRÁFICAS DE VARIACI~N DE
LA
ETAPA
DE
ALIMENTACI~N
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-R7I
,-
...i 1200 4 600 O . ... .'. :
I
ETAPAI
I
"~ A2347 ... 4 LT Q W3
1200 600 O-600 1.. ... . . .
ETAPA .- r- A2547 ... I
20 40
-600
I
cn
1
-c
2
D