TESIS
APLICACIÓN DE LA TECNOLOGÍA PINCH PARA EL
PROCESO DE DESTILACIÓN EXTRACTIVA PARA
LA MEZCLA PROPANO-PROPILENO
QUE PARA OBTENER EL TÍTULO DE
INGENIERO QUÍMICO PETROLERO
PRESENTA:
LEONEL PEDRAZA AVILA
ASESOR:
DR. EDGAR RAMÍREZ JIMÉNEZ
MÉXICO, CDMX SEPTIEMBRE 2017
Instituto Politécnico Nacional
Escuela Superior de Ingeniería Química e
Industrias Extractivas
DEDICATORIAS Y AGRADECIMIENTOS
A mamá y papá por creer en mí, por siempre ser la fuerza que me motivó a seguir adelante, enseñarme el valor de las cosas y a siempre dar mi mayor esfuerzo no importando el resultado. Este trabajo es el fruto de todo lo que hemos sembrado juntos y aprecio de todo corazón los consejos y sacrificios que han hecho, los amo.
A Ariel, porque la motivación principal es la que uno mismo se propone, por dejarme ver que el sacrificio vale cada gota de esfuerzo que se le dedica y siempre que uno se anima a hacer algo es posible lograrlo.
A Arely por estar conmigo en cada uno de los momentos dentro de este maravilloso viaje, por la confianza brindada siempre y por ser la persona quien me da soporte cuando más lo necesito.
A mis abuelitas, tíos, primos y toda mi familia, de quienes siempre tengo su respaldo en todo y de quienes estoy orgulloso de pertenecer.
A mi asesor, Dr. Edgar, por su paciencia, tiempo, dedicación y conocimientos que imprimió en éste trabajo. Quien se ha ganado mi completa admiración y me ha dejado ver la gran persona que es, siempre dispuesto a apoyar y sobre todo siempre listo para servir, gracias.
A los profesores sinodales, quienes le dedicaron una parte de su valioso tiempo y que sus comentarios fueron de gran ayuda para mejorar este trabajo.
A mis amigos con quienes pasé momentos increíbles y que me demostraron que la familia también se puede elegir.
A la Escuela Superior de Ingeniería Química e Industrias Extractivas del Instituto Politécnico Nacional por abrirme sus puertas para cursar ésta magnífica carrera, por poseer tan magníficos profesores, por todo el conocimiento y aprendizaje que alberga y por convertirse en mi alma mater, estoy infinitamente agradecido.
ÍNDICE
ÍNDICE DE TABLAS Y FIGURAS 5
NOTACIÓN 8
RESUMEN 10
OBJETIVOS 12
INTRODUCCIÓN 13
1. GENERALIDADES DE LA INTEGRACIÓN DE CALOR 24
1.1. Transferencia de calor 25
1.2. Integración de calor 26
1.3. Método de Integración Pinch 28
1.3.1. Búsqueda del Punto Pinch y de los servicios mínimos 28
1.3.2. Diseño de la Red de Intercambio Térmico 30
1.4. Antecedentes de integración de calor aplicado a distintos procesos 31
1.4.1. Método Pinch aplicado a una destilación 31
1.4.2. Método Pinch aplicado a una planta de acrilonitrilo 34
2. APLICACIÓN DEL MÉTODO PINCH PARA EL CASO DE ESTUDIO 36
2.1. Análisis Pinch 37
2.1.1. Construcción de la tabla de flujo de calor 39
2.2. Simulación de la Red de Intercambio Térmico para la destilación
extractiva para la mezcla propano-propileno
46
3. ANÁLISIS DE RESULTADOS 49
3.1. Análisis Técnico 50
CONCLUSIONES 56
REFERENCIAS 59
ÍNDICE DE TABLAS Y FIGURAS
FIGURAS
Figura 1. Esquema de una destilación convencional. 16
Figura 2. Esquema de una destilación extractiva. 18
Figura 3. Esquema de la destilación convencional a alta presión para la
separación de la mezcla propano-propileno.
20
Figura 4. Esquema del proceso de destilación extractiva propuesto para la
separación de la mezcla propano-propileno con acrilonitrilo como solvente. 21
Figura 5. Red de Intercambio Térmico propuesta para la planta de destilación
combinada (Mallard, 1988).
32
Figura 6. Modificación de la Red de Intercambio Térmico para la planta de
destilación combinada (Mallard, 1988).
33
Figura 7. Diagrama de malla del diseño final de la RIT (Mendoza, 1997). 35
Figura 8. Tabla Q para la distribución de las cargas energéticas. 42
Figura 9. Esquema de agotamiento entre corrientes. 43
Figura 10. Esquema de Red de Intercambio Térmico. 44
Figura 11. Diagrama de flujo del proceso de integración de calor propuesto. 45
Figura 12. Esquema de la destilación extractiva para la mezcla
propano-propileno con integración térmica aplicada.
TABLAS
Tabla 1. Comparación: Proceso Industrial–Destilación Extractiva (Carmona,
2013).
22
Tabla 2. Comparación de consumo y costos. (Mendoza, 1997). 34
Tabla 3. Tabla general de datos tomados de la simulación para la destilación
extractiva de la mezcla propano-propileno.
37
Tabla 4. Tabla de requerimiento energético. 38
Tabla 5. Tabla de flujo de calor. 39
Tabla 6. Tabla de información obtenida a partir del punto Pinch. 40
Tabla 7. Comparación del proceso de destilación extractiva. 50
Tabla 8. Comparación de calor entre el análisis Pinch y la simulación. 51
Tabla 9. Comparación de purezas. 51
Tabla 10. Comparación económica de la columna de destilación extractiva. 53
Tabla 11. Comparación económica de la columna de recuperación de
solvente.
54
Tabla 12. Comparación económica de los intercambiadores. 55
Tabla 13. Comparación económica del proceso de destilación extractiva. 55
Anexo A1. Script de Matlab® para el análisis de costos de la columna de
destilación extractiva.
63
Anexo A2. Script de Matlab® para el análisis de costos de la columna de
recuperación de solvente.
64
Anexo A3. Script de Matlab® para el análisis de costos de los
intercambiadores del caso base.
Anexo A4. Script de Matlab® para el análisis de costos del Intercambiador 2
y Servicio 5.
NOTACIÓN
A Área de transferencia de calor m2
Cp Capacidad específica de calor kJ/°C-kg
Eni Entrada de energía kW
F Flujo másico kg/s
FCp Flujo de la capacidad calorífica kW/°C
H Coeficiente individua de transferencia kW/ m2-K
k Conductividad térmica kW/ m2-K
Q Flujo de calor kW
Qc Calor de las corrientes calientes kW
Qf Calor de las corrientes frías kW
Rei Requerimiento global de energía kW
Si Niveles -
Sali Salida de energía kW
Tc Temperatura Pinch caliente °C
Te Temperatura de entrada °C
Tf Temperatura Pinch fría °C
Tpinch Temperatura Pinch °C
Ts Temperatura de salida °C
U Coeficiente global de transferencia de calor kW/ m2-K
∆𝑇 Diferencial de temperatura °C
SIGLAS
CDE Columna de destilación extractiva
CRD Columna de recuperación de solvente
RESUMEN
En este trabajo se analiza el sistema de destilación extractiva de la mezcla propano-propileno dentro de un esquema de integración de calor bajo la metodología del análisis Pinch que toma en cuenta las corrientes del proceso que requieran de intercambio energético y desarrollando así una Red de Intercambio Térmico. El diagrama de flujo del proceso obtenido por el análisis Pinch se lleva a la simulación para la evaluación de su desempeño.
Los resultados demuestran una reducción de las áreas de transferencia de algunos intercambiadores hasta un 45%, en consecuencia el consumo de los servicios también disminuye. Los requerimientos energéticos del proceso integrado se reducen en 21.48% para los servicios de calentamiento y en 38.04% para los servicios de enfriamiento. Estas cargas son distribuidas en los intercambiadores que conforman la Red de Intercambio Térmico.
El aprovechamiento de recursos se observa en la columna destilación extractiva dónde el costo de energía es de 1,242,850 USD/año, 10.11% menos que el costo obtenido en el caso anterior. En los intercambiadores que llevan la corriente de recirculación de solvente a las condiciones de entrada al proceso es aún más notorio el ahorro pues se tiene un 31.85% menos, siendo el costo de energía de 797,467 USD/año.
Por lo tanto se refleja un ahorro económico en los costos energéticos en el proceso de 512,472 USD/año. El proceso general disminuye su costo total anual, teniendo un ahorro de 502,792 USD/año con respecto del caso base.
ABSTRACT
In this work an extractive distillation process for the propane-propylene mixture is analyzed within the framework of the Pinch technology which takes into account the process streams capable to exchange heat thus generating a Heat Exchanger Network (HEN). The process flow diagram that was obtained by Pinch analysis was then implemented into a commercial process simulator (Aspen Plus™)
As a result a reduction in the transfer areas for some of heat exchangers was up to a 45%. In this sense, the heating utilities were reduced in 21.48% whilst a 38.04% correspond to the cooling utilities. The thermal load is now distributed in the resulting Heat Exchanger Network (HEN).
The advantage of the use of the heat integration is mainly observed in the extractive heat distillation column where the energy cost is 1,242,850 USD/year, 10.11% less than the cost without integration. In the heat exchangers that take the solvent recovery stream to the conditions at the beginning of the process is even more evident the saving because it has 31.85% less, being the energy cost 797,467 USD/year.
In summary, savings for 512,472 USD/year in the total energy consumption and of 502,792 USD/year for the total annual cost were obtained due to the implementation of the Pinch technology, improving the feasibility of this separation process option for the mixture problem.
OBJETIVOS
Objetivo General
Optimizar el proceso de destilación extractiva para la mezcla propano-propileno, a través del análisis Pinch.
Objetivos Particulares
Evaluar la propuesta de integración térmica bajo la metodología del análisis Pinch.
Implementar la simulación en ASPEN Plus® del esquema propuesto. Realizar un análisis económico del proceso térmicamente integrado.
INTRODUCCIÓN
Operaciones Unitarias
John Little, profesor del Massachussets Institute of Tecnology (MIT), fue quien introdujo el concepto de operación unitaria y ésta se define como “cada una de las acciones de transporte, adecuación y/o transformación implicadas en un proceso químico. La instalación donde se lleva a cabo una operación unitaria determinada constituye una unidad de proceso, cuyo diseño es específico y similar, cualesquiera que sean el proceso, el tipo y condiciones de las materias tratadas”. Dicho de otra forma, un proceso es el conjunto de operaciones unitarias combinadas que se utilizan dentro de la industria (Costa López, 1984).
Los procesos químicos en general, y cada operación unitaria en particular, tienen por objetivo la modificación de las condiciones de la materia. Estos cambios se llevan a cabo de tres maneras: modificación de masa o composición, modificando la energía que posee y modificando sus condiciones de movimiento. Cuando se especifican estas tres, se define el estado total de un cuerpo y esto tiene su expresión matemática siguiendo las tres leyes de conservación: masa, energía y cantidad de movimiento (Seider, Seader & Lewin, 2004). Al conjunto de operaciones que involucran este tipo de cambios se les puede llamar como operaciones unitarias físicas.
Cabe mencionar que también existen operaciones unitarias químicas, pero a efectos de este trabajo sólo se mencionarán las físicas, específicamente las correspondientes al transporte de materia.
Operaciones Unitarias físicas controladas por la transferencia de materia
Este tipo de operaciones básicamente se rige mediante el fenómeno de difusión, el cual es el tránsito de masa como resultado de una diferencia de concentración de una mezcla (Albright, 2009).
Cuando se colocan dos fases que no están en equilibrio desde el punto de vista de un determinado componente, éste se transfiere de una fase a otra, tendiendo al equilibrio. Debido a este fenómeno de difusión es posible crear equipos los cuales hacen que dos fases se pongan en contacto íntimo a objeto de que se consiga la transferencia de uno de los componentes de una fase por acción de la otra, dentro de éstas se encuentra la destilación.
Destilación
La destilación ha surgido como un método clave para la separación de mezclas líquidas dentro de los procesos químicos de las industrias debido a su simplicidad, versatilidad y su atractivo costo-beneficio. “Las columnas de destilación son el motor de las industria petrolera, petroquímica, química y algunas otras relacionadas a procesos” (Stichlmair, Fair, 1998).
Como ya se mencionó, la destilación es una operación unitaria basada en el transporte de masa, una de las más utilizadas dentro de los procesos químicos para la separación de mezclas de dos o más componentes. Este proceso se basa principalmente en el aprovechamiento de los diferentes puntos de ebullición de los componentes de una mezcla, al alcanzar su punto de ebullición, ésta desprenderá vapores ricos en componentes volátiles. Lo que implica que cuando una mezcla es parcialmente vaporizada, normalmente el vapor (rico en los componentes más volátiles) posee una composición diferente a la que tiene el líquido restante. (Górak & Zarko, 2014)
La Fig. 1 nos muestra una representación gráfica de un proceso de destilación y los componentes que forman parte de este proceso como el condensador y el rehervidor.
Alimentación de la mezcla Fondos Condensador Rehervidor Destilado
Figura 1. Esquema de una destilación convencional.
Hoy en día la destilación que se utiliza en su mayoría es del tipo rectificación, también llamada destilación fraccionada. Se lleva a cabo en columnas, que son recipientes cilíndricos a presión generalmente altas, de gran altura y amplios diámetros constituidos por diversos componentes internos como son platos o empaques, los cuales permiten un contacto mayor entre el líquido que desciende y el vapor ascendente para así facilitar la transferencia de masa entre ellos. Cuando este tipo de columnas se operan continuamente, se dividen en dos zonas dentro de ellas: la zona de separación, debajo del punto de alimentación y la zona de rectificación o enriquecimiento, que se encuentra arriba del punto de alimentación de la mezcla (Petlyuk, 2004).
El calor es añadido por medio del vapor proveniente de un rehervidor, aquí los componentes líquidos con menor punto de ebullición se transforman en vapor y suben a través de la columna al domo, aquí los componentes del vapor con mayor punto de ebullición cambian su forma al estado líquido y bajan al fondo. Los vapores
que salen por el domo son condensados obteniendo así el destilado. El líquido restante que se dirige a la parte baja de la columna y no es evaporado generalmente es conocido como fondos.
Si el punto de ebullición de los componentes de la mezcla es demasiado cercano, la separación es muy complicada y existe un consumo considerable de energía, lo que resulta en un alto costo de capital.
Destilación Extractiva
La destilación extractiva es un proceso cada vez más común dentro de la industria química y petroquímica, debido a la eficiencia que ha demostrado, así como la reducción de costos que garantiza.
Es una operación líquido-vapor cuya principal característica es que utiliza un solvente como tercer componente, que funciona como agente másico de separación (AMS) para efectuar la separación química. Éste se añade a la mezcla binaria que resulta difícil de separar por destilación convencional. El solvente juega un importante papel dentro de la separación, las principales características de éste es que debe ser un compuesto con alto punto de ebullición que se adhiera a los componentes a ser separados para así incrementar su volatilidad relativa. Este tipo de operación es utilizado en la industria para la separación de sistemas con puntos de ebullición cercanos, críticos o que formen azeótropos, en los cuales la destilación simple requiere de grandes cantidades de energía.
Para determinar qué solvente es el efectivo para la separación deben de considerarse la volatilidad, criterios de selectividad, facilidad de separación de los productos ligeros y pesados y el costo. La selectividad se establece determinando el efecto de la adición del solvente sobre la volatilidad relativa de los componentes clave. Mientras más alta sea la volatilidad del solvente, el porcentaje de vapor será mayor y así menor será la separación para un consumo determinado de energía en
el rehervidor. El solvente añadido no debe formar azeótropo. La selección de un solvente adecuado es fundamental para asegurar un diseño efectivo y económico.
En general, para un sistema con mezcla de dos componentes con puntos de ebullición cercanos el proceso se compone por dos columnas, una columna de destilación extractiva y una columna de recuperación del solvente. De este modo es posible obtener un componente puro por el domo de la primer columna y el otro componente junto con el solvente por el fondo, los cuales serán separados fácilmente en una segunda columna debido a los distintos puntos de ebullición.
Obtención del Componente A Alimentación de
la mezcla AB Mezcla del componente B con solvente S Obtención del Componente B Recirculación de solvente S Alimentación de solvente S
Figura 2. Esquema de una destilación extractiva.
Como se muestra en la Fig. 2, los componentes de la mezcla AB a separar se obtienen por los domos de cada columna respectivamente y el solvente S se recupera en la segunda para así ser recirculado dentro del proceso. En este tipo de destilación se mantiene la concentración requerida introduciendo el solvente en algún punto de la parte superior de la primer columna, por arriba del plato de alimentación, pero por debajo del condensador. El solvente utilizado al presentar una volatilidad muy baja se hallará entonces, en altas concentraciones en todos los platos para así alterar la volatilidad del componente a separar.
La mayoría del solvente utilizado se recupera del fondo de la segunda columna, columna de recuperación. Para efectos de esta operación, la volatilidad del solvente no deberá ser similar a la de los componentes de alimentación por lo que al presentar una menor necesidad de calor, éste se dirige hacia los fondos.
Dentro de la industria petroquímica y de los hidrocarburos este tipo de operación es comúnmente utilizada, principalmente para la separación de componentes como C4, C5 y C6 los cuales presentan puntos de ebullición cercanos. También es considerada para la separación de mezclas donde azeótropos se encuentran presentes.
Caso base de estudio
En México, el fraccionamiento del petróleo es comúnmente utilizado para la obtención industrial de olefinas de bajo peso molecular. Las parafinas que poseen un mayor peso molecular se rompen en presencia de un catalizador y a altas temperaturas para así producir olefinas en las cuales la relación carbono/hidrógeno es menor a las parafinas. Debido a esto son aprovechadas como materia prima para otros procesos en lugar de ser utilizadas como combustible.
La unidad de destilación binaria para la separación de la mezcla propano-propileno conocida como “splitter”, dentro de la unidad de desintegración catalítica (FCC, por sus siglas en inglés) de la refinería “Miguel Hidalgo” en el municipio de Tula de Allende en Hidalgo perteneciente al Sistema Nacional de Refinación, fue considerada como base para la comparación entre un proceso de destilación convencional a alta presión y un proceso de destilación extractiva.
En dicho proceso convencional se obtiene el propileno con una pureza del 93% y se utiliza en otros procesos de la industria petroquímica como materia prima. La alimentación al “splitter” consta de dos corrientes, la primera proveniente del domo de la torre despropanizadora dentro de la unidad de FCC y la segunda proveniente de almacenaje.
La mezcla de propano-propileno dentro del splitter se separa de la siguiente manera: por el domo se obtiene como producto propileno de grado químico y por el fondo de la columna propano-rico. Los vapores que salen por el domo del splitter son condensados en su totalidad y posteriormente fluyen al acumulador de reflujo. El reflujo se bombea en dirección al plato número uno, mientras que el producto se envía a almacenamiento. Propileno Propano Tanque acumulador de reflujo De FCC De almacenaje
Figura 3. Esquema de la destilación convencional a alta presión para la separación de la mezcla propano-propileno.
Esta operación establece el diseño de una columna de destilación binaria de 125 etapas con una presión de operación de 21 bar, relación de reflujo de 20.5 y una caída de presión de 1.38 bar. Debido a las altas condiciones de operación del proceso, se propuso un sistema de destilación extractiva para la separación de la mezcla propano-propileno (Carmona, 2013).
El diseño del proceso propuesto consta de cuatro unidades principales que son la columna de destilación extractiva, la columna de recuperación de solvente, un intercambiador que precalienta la carga de propano-propileno y un enfriador para el solvente, el cual lo lleva a la temperatura necesaria al inicio del proceso.
La base principal para la destilación extractiva es el solvente, considerado éste como el corazón del proceso. Al evaluar cada uno de los solventes afines a la mezcla en cuestión por el método CAMD (Computer-aided Molecular Design), se seleccionó el acrilonitrilo (ACN) en solución con agua (10%w) para el proceso (Chen & Lei, 2005). Esta operación se lleva a temperaturas elevadas que van de 150 a 170 °C, una alta selectividad de solventes proporciona una reducción en costos anuales del proceso.
Figura 4. Esquema del proceso de destilación extractiva propuesto para la separación de la mezcla propano-propileno con acrilonitrilo como solvente.
La columna de destilación extractiva fue diseñada por el método Lewis-Matheson (1932) con base en la carga de alimentación, condiciones de operación de presión y temperatura, composición de la mezcla, porcentaje de pureza, porcentaje de recuperación de propileno y solvente utilizado. El modelo DSTWU (Carmona, 2013) es un modelo aproximado de diseño que emplea a su vez el método
Winn-Columna de destilación extractiva Columna de recuperación de solvente Precalentador de carga Intercamiador de calor Alimentación de acrilonitrilo Alimentación de propano-propileno Propano Propileno
Underwood-Gilliland, y éste se utilizó para las características de la columna de recuperación de solvente. En la Tabla 1 se muestra la comparación de diseño entre ambos procesos.
Tabla 1. Comparación: Proceso Industrial–Destilación Extractiva (Carmona, 2013).
Variable Proceso industrial Destilación Extractiva % Ahorro Columna de Destilación Extractiva Columna de Recuperación de Solvente Número de etapas 125 50 11 51.2 Condensador (GJ/h) 56.86 12.6 14.2 52.86 Rehervidor (GJ/h) 57.42 22.88 18.5 28
Relación molar de reflujo 20 7 5 -
Diámetro de la columna (m) 4 2 2 - Altura de la columna (m) 91.5 37 8 - Fracción de propileno (%mol) 93.2 - 99.95 - Presión (bar) 21 13.8 6.5 -
El análisis de los datos mostrados en la Tabla 1 arroja una considerable reducción en las condiciones de operación y parámetros de diseño lo que demuestra que para la separación de la mezcla propano-propileno, la destilación extractiva es un proceso efectivo y económico.
También el proceso de destilación extractiva mejoró considerablemente la pureza de los productos, el propileno se obtiene con 99.95% en comparación del 93.2% del proceso convencional. Energéticamente hablando, en los consumos también hubo una reducción notable.
Generalizando, el proceso de separación de la mezcla propano-propileno a través de una destilación extractiva demuestra ser una alternativa altamente favorable por las ventajas que éste presenta. Sin embargo, analizando los componentes de ambas torres, los condensadores y rehervidores utilizan servicios de agua de enfriamiento y vapor de calentamiento respectivamente, los cuales siguen siendo considerados como adicionales al proceso lo que implica un costo económico extra.
Debido a esto, se considera que el proceso de destilación extractiva para separar la mezcla propano-propileno puede ser optimizado, haciendo énfasis desde el punto de vista energético, lo que permite la posibilidad de un intercambio entre corrientes para así evitar el uso total o parcial de servicios. El objetivo de este trabajo se centra en el análisis, propuesta y evaluación de una red de integración térmica entre los intercambiadores que el sistema de destilación extractiva para la mezcla propano-propileno posee para lograr un ahorro en el consumo de energía.
CAPÍTULO 1
GENERALIDADES DE LA
TRANSFERENCIA DE
1. GENERALIDADES DE LA TRANSFERENCIA DE CALOR 1.1 Transferencia de calor
La transferencia de calor es el estudio que relaciona la velocidad a la cual la cantidad de calor entre dos cuerpos con distintas temperaturas es intercambiada. Estos procesos son relacionados con las razones de intercambio térmico que ocurren en los equipos de transferencia de calor, tanto la parte química como mecánica (Incropera & Dewitt, 1999). Debido a esto es importante la diferencia de temperaturas puesto que es el potencial por el cual se efectúa la transferencia.
1.1.1 Mecanismos de transferencia
Existen tres formas en las que el calor puede ser transferido. Estas son conducción, radiación y convección, las cuales se describen brevemente a continuación.
1.1.1.1 Radiación
A diferencia de la convección y la conducción, no requiere la intervención de un medio para transmitir el calor. Como su nombre lo indica, esta involucra transferencia de energía radiante a través del vacío absoluto.
1.1.1.2 Convección
“La convección es la transferencia de calor entre partes relativamente calientes y frías de un fluido por medio de una mezcla. Este tipo de transferencia de calor puede ser descrito en una ecuación que imita la forma de la ecuación de conducción y es dada por:” (Kern, 1999):
𝑑𝑄 = ℎ𝐴 𝑑𝑇
1.1.1.3 Conducción
La conducción es la transferencia de calor a través de un material fijo como por ejemplo las paredes de una tubería. Los fundamentos de la conducción de calor son atribuidos generalmente a Fourier. La cual involucra la correlación entre la
conductividad térmica y la conductancia, y está establecida por la siguiente
ecuación:
𝑑𝑄 = 𝑘 𝑑𝐴 𝑑𝑇 𝑑𝑥
La forma integrada de la ecuación de Fourier para el estado estable puede escribirse:
𝑄 = 𝑈𝐴 ∆𝑇
En donde ∆𝑇 es la diferencia de temperaturas de dos corrientes para la superficie total de transferencia A y U es el coeficiente total de transferencia de calor.
1.1.2 Diferencia de temperatura
Considerada una fuerza motriz mediante la cual el calor es transferido. Siempre que exista una diferencia de temperatura entre cuerpos, debe ocurrir una transferencia de calor.
1.2 Integración de calor
“El diseño y la síntesis de las Redes de Intercambio Térmico (RIT) inicialmente se introdujo en la literatura por Ten Broek” (Santanu & Gopal, 2010). El diseño, la síntesis y todo lo relacionado con las RIT ha sido objeto de numerosas investigaciones a lo largo de los años. Este sistema de aprovechamiento basado en el direccionamiento de la integración energética en las plantas de proceso comenzó en los años setentas (Linhoff & Eastwood, 1987).
Es bien sabido que, dentro de la industria química, el ahorro en términos energéticos impacta directamente dentro de los costos propios de cualquier empresa. Muchas veces la eficiencia energética de algunos equipos o de algunos procesos no es utilizada de manera que pueda aprovecharse su potencial y por lo tanto se busca un suministro externo para lograr los niveles deseados de transferencia. “Las Redes de Intercambio Térmico son un aspecto clave del diseño de los procesos químicos.
Normalmente puede generarse entre el 20% y 30% de ahorro energético aunado a los ahorros de capital desarrollando una RIT” (Linnhoff & Hindmarsh, 1983).
La integración de calor busca que la energía de las corrientes con altas temperaturas que necesitan ser enfriadas y/o condensadas sea utilizada por aquellas corrientes de menor temperatura que requieran ser calentadas y/o vaporizadas (Linhoff & March, 1998). Al inicio del proceso de integración, se conoce la temperatura inicial, la temperatura objetivo así como las demandas energéticas de cada corriente. Al inicio del diseño de procesos es común que no se tome en cuenta la importancia de la demanda energética que el sistema requiere, esto con la finalidad que después sea aplicada la integración de calor sintetizando una red de intercambio térmico (Grossman & Duran, 1984). Cuando se lleva a cabo el diseño, conociendo las condiciones de las corrientes, es deseable considerar la parte económica dentro del desarrollo de las Redes de Intercambio Térmico. Un punto importante es que una Red de Intercambio Térmico se diseña con el uso mínimo de servicios externos, usualmente requiriendo un mayor número de intercambiadores.
Por consiguiente, es deseable que se calcule la recuperación máxima de energía antes de esquematizar una RIT, lo que significa determinar cuáles serán el mínimo de servicios de calentamiento y de enfriamiento para la RIT. Este es el primer paso importante pues resulta útil para determinar los requerimientos de servicios para una RIT termodinámicamente más eficiente.
“Existen distintos tipo de métodos para la integración térmica y creación de Redes de Intercambio Térmico como el método de Intervalos de Temperaturas, la formulación de transporte, y el método Pinch” (Kemp, 2007), siendo éste último el utilizado para el caso específico de estudio en éste trabajo, debido a que es el más empleado para éste tipo de integración energética y por sus amplias referencias bibliográficas que se han desarrollado a consecuencia de esto.
1.3 Método de Integración Pinch
El Análisis Pinch (o de Punto de Pliegue), desarrollado por Linnhoff y Hindmarsh (1983), es un método termodinámico y sistemático en el cuál se busca el ahorro de energía utilizando las corrientes propias del proceso con la intención de minimizar los servicios, tanto de calentamiento como de enfriamiento. La integración térmica en intercambiadores se basa en la conservación de la energía dentro de los procesos. Este método divide a grandes rasgos el desarrollo en dos partes:
1. La búsqueda del punto Pinch y de los servicios mínimos que se utilizarán. 2. El desarrollo de la Red de Intercambio Térmico que satisfaga los nuevos
servicios.
El análisis inicia con un balance de materia y energía del proceso. Utilizando la tecnología Pinch es posible identificar cambios apropiados de las condiciones del proceso que puedan tener un impacto directo para los ahorros energéticos. Después de esto los objetivos del ahorro de energía son una prioridad para el diseño de la Red de Intercambio Térmico. “La metodología Pinch para el diseño asegura que estos objetivos de energía sean alcanzados durante el desarrollo de la RIT” (Smith & Patel,1987).
1.3.1 Búsqueda del punto Pinch y de los servicios mínimos
La ubicación del punto Pinch así como de los servicios mínimos que se utilizarán para el desarrollo de una RIT, pueden ser calculados utilizando la Tabla Algoritmo desarrollada por Linnhoff y Flower (1978). Para el desarrollo de esta Tabla debe recopilarse la información del proceso inicial necesaria, basadas en la siguiente ecuación:
𝑄 = 𝐹𝐶𝑝 ∆𝑇
Dónde 𝑄 es la carga de calor utilizada por las corrientes en kW, ∆𝑇 es el diferencial de temperatura en el que intervienen la temperatura de entrada (Te) y la temperatura
producto de la multiplicación del flujo másico (kg/seg) por la capacidad específica de calor (kJ/°C kg).
El FCp de la corriente es medida como el cambio de entalpía por unidad de temperatura.
El diseño de una RIT utiliza la menor cantidad de servicios de enfriamiento y calentamiento posibles, debido a eso la máxima aproximación entre la diferencia de temperaturas nunca debe de ser debajo de un valor mínimo. Es por eso que debe establecerse una valor mínimo de diferencial de temperaturas (∆𝑇𝑚𝑖𝑛) el cual
normalmente se considera como 10°C (Linnhoff & Flower, 1978).
Una vez teniendo compilados los datos se realiza la tabla algoritmo y ésta se puede dividir en dos tablas, una de requerimientos energéticos y la otra de cascada, también conocida como de flujo de calor.
La construcción de la primera involucra un reacomodo de las temperaturas iniciales, tanto de las corrientes calientes y frías, las cuales son afectadas por el ∆𝑇𝑚𝑖𝑛. Una
vez establecidas las temperaturas, aquellas donde intervenga alguna corriente de proceso se verán afectadas por el flujo de la capacidad calorífica que atraviesen y la sumatoria de estos si son más de uno.
Una vez teniendo la primer tabla se procede a realizar la otra de cascada que se basa en operaciones aritméticas simples, dónde el calor que proveen las temperaturas más altas puede ser utilizada para satisfacer la demanda de las de menor temperatura. Para que sea factible, el flujo de calor de las temperaturas mayores a las menores no debe de ser negativo.
Los resultados arrojados por esta última tabla proporcionarán los servicios mínimos utilizados en el proceso así como la identificación del punto Pinch.
1.3.2 Diseño de la Red de Intercambio Térmico
Cuando se desarrolla el diseño de la RIT, es deseable hacerlo bajo una representación que muestre los datos correspondientes a cada corriente junto con la información Pinch que se obtiene y también que esta sea fácilmente manipulable.
El punto Pinch representa el punto más restringido dentro del sistema por lo tanto se debe diseñar fuera de este, para la distribución de cargas se utiliza una representación gráfica sobre la cual se debe diseñar arriba del punto Pinch y debajo de éste. En ambos buscando satisfacer el agotamiento entre la carga energética que poseen las corrientes. Cabe mencionar que nunca se debe transferir el calor de una corriente a otra atravesando la barrera Pinch. Éste esquema fue presentado por Linnhoff y Flower (1978) y puede ser modificado para alcanzar dichos objetivos.
En la parte de arriba y del lado izquierdo, se agrupan las corrientes calientes que corren de izquierda a derecha de la temperatura inicial a la temperatura de salida. Las corrientes frías debajo y corren a contracorriente de las primeras. La división Pinch (barrera Pinch) se representa en el diagrama dividiendo las corrientes por la temperatura.
Los intercambiadores de proceso se representan por círculos o letras Q sobre las corrientes. Así como se debe añadir la información correspondiente para completar los datos de cada corriente.
Este esquema representa la distribución de cargas entre corrientes así como el uso de los servicios mínimos de calentamiento y enfriamiento que se agotarán con aquellas que, pese a que ya hubo un intercambio, no logran alcanzar a temperatura de salida deseada.
Finalmente, se procede a la realización de la Red de Intercambio Térmico y a su representación dentro del proceso.
1.4 Antecedentes de integración de calor aplicado a distintos procesos 1.4.1 Método Pinch aplicado a una columna de destilación
Mallard (1988) presenta una red de intercambio de calor de una planta de destilación combinada perteneciente a la refinería de Cadereyta, Nuevo León.
El proceso original incluye un total de 22 intercambiadores de calor con un consumo energético total de 621.2 MMBTU/h, repartidos en 348.24 MMBTU/h para las
corrientes frías y 272.97 MMBTU/h para las corrientes calientes.
De acuerdo a los resultados obtenidos y tomando en cuenta que la planta se encontraba en operación es claro que cualquier modificación que se intentara aplicar debería utilizar la mayor cantidad de equipos existentes y minimizar la inclusión de nuevos por lo que la Red de Intercambio Térmico resultante del análisis Pinch resultaría impráctica desde el punto de vista operativo (Fig. 5). Siguiendo ésta premisa procedió a modificar la RIT generada.
Cómo comparación del diseño original se obtuvo una propuesta final de RIT (Fig. 6) con los siguientes resultados:
Calentamiento externo: 304 MMBTU/h Enfriamiento externo: 233 MMBTU/h
Estos resultados representan un 12.7% de ahorro en energía de calentamiento y 14.64% para enfriamiento, sin embargo estas cifras resultantes de la modificación planteada, aún quedan lejos de los valores iniciales arrojados por el análisis Pinch que son 138.62 MMBTU/h y 96.27 MMBTU/h respectivamente.
Sin embargo dentro de dicho trabajo no se realizó un análisis económico del proceso final propuesto, por lo tanto, deja la incertidumbre si sería económicamente viable la implementación de la RIT.
1.4.2 Método Pinch aplicado a una planta de acrilonitrilo
Mendoza (1997) propone una integración térmica para la planta de acrilonitrilo del complejo petroquímico Independencia, buscando una recuperación de calor y una posterior readecuación y evaluación económica de dicho proceso. Los resultados obtenidos se muestran en la Tabla 2.
Tabla 2. Comparación de consumo y costos. (Mendoza, 1997).
ACTUALES MÍNIMOS Número de intercambiadores de calor = 20 21 Servicios de calentamiento MMkcal/h = 18.305 15.185 Costo de serv. de calentamiento US$/año= 2,268,312 1,881,688 Servicios de enfriamiento MMkcal/h = 24.386 21.265 Costo de serv. de enfriamiento US$/año= 1,956,874 1,593,137
Para los servicios de enfriamiento existe una disminución del 12% en el consumo de energía y del 18% en costos, para los servicios de calentamiento la reducción que se muestra es del 17% en ambos rubros. En términos económicos existe un incremento de 690 m2 de área con inversión de 262,465 US$ y una reducción del
costo de operación de 719,189 US$ para una recuperación de capital menor a un año.
Sin embargo en este desarrollo únicamente se muestra un diagrama de malla del diseño final, ver Fig. 7, más no un diagrama de flujo del proceso de la readecuación de la Red de Intercambio Térmico.
CAPÍTULO 2
APLICACIÓN DEL MÉTODO
PINCH PARA EL CASO DE
2. APLICACIÓN DEL MÉTODO PINCH PARA EL CASO DE ESTUDIO 2.1 Análisis Pinch
Para el presente caso de estudio, se implementará el Análisis Pinch de las corrientes que se manejan en el proceso propuesto de destilación extractiva para la mezcla propano-propileno, utilizando la metodología expuesta por Garcés (2013) en donde se tomaron los datos de la simulación del caso base (ver Tabla 3).
Tabla 3. Tabla general de datos tomados de la simulación para la destilación extractiva de la mezcla propano-propileno.
Corriente T entrada (°C) T salida (°C) FCp (kW/°C) Q( kW)
c 1 39.7 36.7 925.26 2775.78 c 2 27.5 24.5 1448.77 4346.31 c 3 172.9 37.8 47.44 6407.36 f 4 110.8 161.1 185.34 9322.67 f 5 171.3 172.9 2631.81 4103.00 f 6 37.8 93.3 26.80 1487.39
Las primeras tres corrientes de la Tabla 3 son las emisoras de calor, esto es, aquellas corrientes calientes que necesitan ser enfriadas. Las tres restantes son las corrientes que recibirán el calor cedido por las primeras es decir, son las corrientes frías que requieren calentarse.
Considerando la carga de calor (Q) que se presenta en la Tabla 3 se tiene que el proceso de destilación extractiva tiene dentro de sus seis intercambiadores un consumo de 13529.45 kW para servicios de calentamiento y 14913.06 kW para servicios de enfriamiento, por lo que el total de servicios requeridos es de 28442.52 kW.
Como se mencionó anteriormente, debido al objetivo de reducción en el consumo de los servicios que requiere el proceso, se establece un valor mínimo de diferencial de temperaturas. Comúnmente se toma un valor de 10°C (Linnhoff & Flower, 1978) y la máxima aproximación entre la diferencia no deberá ser menor a éste. Sin embargo en este caso particular, el calor que se presenta dentro de los condensadores de cada una de las columnas es calor latente, lo que implica que únicamente existe cambio de fase del fluido sin alterar su temperatura. Sin embargo, dentro de la bibliografía revisada no se encontraron documentos con casos similares por lo que teniendo en cuenta que debe existir un gradiente para el intercambio, se consideró una ∆𝑇𝑚𝑖𝑛= 3°C. Haciendo los arreglos correspondientes para el ajuste
de las temperaturas frías y calientes, se obtienen los requerimientos de energía.
Tabla 4. Tabla de requerimiento energético.
Requerimientos de energía
Corrientes Calientes Corrientes Frías
Si Qc 1 2 3 Tc ∆𝑇𝑚𝑖𝑛 Tf 4 5 6 Qf 0 175.9 3 172.9 0 Arriba 1 0 174.3 3 171.3 4103.00 0 172.9 3 169.9 0 2 415.44 164.1 3 161.1 0 3 2386.32 113.8 3 110.8 9322.67 Punto Pinch 4 830.23 96.3 3 93.3 0 5 2633.02 40.8 3 37.8 1487.39 6 52.18 39.7 3 36.7 0 7 1848.13 37.8 3 34.8 0 8 1017.78 36.7 3 33.7 0 Abajo 0 27.5 3 24.5 0 9 4346.31 24.5 3 21.5 0 13529.45 14913.06
Se puede observar en la Tabla 4 que la sumatoria del calor de las corrientes calientes (Qc) y de las corrientes frías (Qf) da como resultado el total de los servicios
de calentamiento y enfriamiento arriba mencionados antes de ser optimizados. Con los requerimientos de energía obtenidos en la Tabla 4 se puede obtener el flujo de calor en cada nivel como se muestra en la Tabla 5.
Tabla 5. Tabla de flujo de calor.
Energía Acumulada Flujo de Calor
Si Rei Eni Sali Eni Sali 1 4103 0 -4103 10623.89 6520.89 2 -415.44 -4103 -3687.55 6520.89 6936.34 3 6936.34 -3687.55 -10623.89 6936.34 0 Punto Pinch 4 -830.23 -10623.89 -9793.65 0 830.23 5 -1145.62 -9793.65 -8648.03 830.23 1975.86 6 -52.18 -8648.03 -8595.84 1975.86 2028.04 7 -1848.13 -8595.84 -6747.71 2028.04 3876.17 8 -1017.78 -6747.71 -5729.92 3876.17 4893.96 9 -4346.31 -5729.92 -1383.61 4893.96 9240.27
2.1.1 Construcción de la tabla de flujo de calor
El requerimiento global de energía (Rei) se obtiene con los datos de calor de las
corrientes calientes y frías en la Tabla 4 con la ecuación (1).
𝑅𝑒𝑖 = 𝑄𝑓𝑖− 𝑄𝑐𝑖 (1)
Posteriormente la primer columna de entrada de energía (Eni) inicia siempre con
cero y consecuente se hace la diferencia entre Eni y Rei para ir llenando hacia abajo
los datos de entrada de los otros niveles (Si). Para los datos de la columna de salida
de energía (Sali) se emplea la ecuación (2).
De la primera columna de salida, se toma el menor número que se obtenga y se ocupa al inicio de la segunda columna de entrada únicamente con signo contrario. Se realiza el mismo procedimiento anteriormente mencionado hasta que se obtenga el valor de cero en la columna de salida, lo cual indicará que en ese nivel se encuentra el punto Pinch, una vez definido se regresa a la Tabla 4 donde a partir de ese nivel se definen también las temperaturas Pinch, arriba y debajo de ellas.
Aparte del punto Pinch, de la Tabla 5 se puede obtener los nuevos requerimientos de energía. Al inicio de la segunda columna de entrada, el valor obtenido es el correspondiente al servicio de calentamiento y al final de la segunda columna de salida el que corresponde al servicio de enfriamiento que tendrá el proceso, marcados en este caso en naranja y azul respectivamente. Con el procedimiento anterior, se obtuvo la nueva información como temperaturas (Tc y Tf), carga de
ambos servicios (Qc y Qf) y temperatura Pinch. La temperatura Pinch (Tpinch) es
calculada mediante la media aritmética entre Tc y Tf.
Tabla 6. Tabla de información obtenida a partir del punto Pinch.
Información a partir del punto Pinch Tc (°C) 113.8 Tf (°C) 110.8 Tpinch (°C) 112.3 Qc (kW) 10623.89 Qf (kW) 9240.27
A pesar de haber obtenido los nuevos requerimientos energéticos, no se sabe aún el número de intercambiadores que se utilizarán. Lo anterior se lleva a cabo a través de una distribución de carga en las corrientes de proceso, lo cual se muestra en la Figura 8. Utilizando las reglas heurísticas (Garcés, 2013) para el análisis Pinch las cuales mencionan:
arriba del punto Pinch pueden utilizarse únicamente servicios de calentamiento.
abajo del punto Pinch pueden utilizarse únicamente servicios de enfriamiento.
en la barrera Pinch no se utiliza ningún servicio.
la sumatoria de las cargas de calentamiento debe ser igual a la sumatoria de las cargas de enfriamiento.
∑ 𝑄𝑐 = ∑ 𝑄𝑓 (3)
Siguiendo dichas reglas obtenemos el diagrama de distribución llamado “Tabla Q” como se muestra a continuación.
Temp Pinch 113.8 113.8 113.8 110.8 110.8 110.8 Qc= 10623.89 Qf= 9240.27 Arriba Abajo 2 (27.5) 1448.77 1 (39.7) 925.26 3 (172.8) 47.46 2 (24.5) 1 (36.7) 3 (37.8) 4 (110.8) 185.34 5 (172.8) 1367.66 6 (37.8) 26.80 5 (175.8) 4 (161.1) 6 (93.3)
Q
Q
Q
Q
Q
Q
Q
2801.77 9322.67 4103.00 2775.78 4346.31 3605.58 1487.39 2801.77 4103.00 6520.89 1487.39 2118.185 4346.31 2775.78Como se puede observar en la Fig. 8. del lado izquierdo se encuentran las corrientes arriba de punto Pinch, en donde la carga de la corriente caliente 3 que se necesita enfriar se agota con una de las corrientes frías, corriente 4, que requiere ser calentada y para el resto de las cargas utilizamos el servicio de calentamiento. Del lado derecho donde están las corrientes debajo del punto Pinch sucede algo similar, la corriente 3 cede parte de su carga a la corriente 6 y el resto, así como las demás corrientes, son agotadas por el servicio de enfriamiento. Ambos servicio fueron obtenidos por el flujo de calor presentado en la Tabla 5. Una vez teniendo la distribución, se procede a la representación del agotamiento.
1487.39 3 6 2775.78 1 4346.31 2 2118.18 3 2801.77 Intercambiador 1 3 4 6520.89 Servicio 1 Calentamiento 4 4103.00 5 Servicio 2 Calentamiento Intercambiador 2 Servicio 3 Servicio 4 Servicio 5 Enfriamiento Enfriamiento Enfriamiento
Figura 9. Esquema de agotamiento entre corrientes.
La Fig. 9 muestra de manera representativa la forma en cómo será el intercambio entre corrientes así como entre sus respectivos servicios y la cantidad de calor que se intercambiará. Derivado de lo anterior, se implementarán un total de siete intercambiadores y con esto se genera la Red de Intercambio Térmico (RIT) como se muestra en la Fig. 10.
2801.77 Intercambiador 1 3 4 T= 172.9 °C FCp= 47.44 kW T= 110.8°C FCp= 185.34 kW 1487.39 Intercambiador 2 T= 125.9 °C T= 113.8 °C 6 T= 37.8 °C FCp= 26.80 kW T= 93.3 °C 2118.18 Servicio 5 T= 82.4 °C T= 37.8 °C 6520.89 Servicio 1 T= 161.1 °C 4103.00 Servicio 2 T= 172.9 °C 5 T= 171.3 °C FCp= 2631.81 kW 1 T= 39.7 °C FCp= 925.26 kW 2775.78 Servicio 3 T= 36.7 °C 2 T= 27.5 °C FCp= 1448.77 kW 4346.31 Servicio 4 T= 24.5 °C
Figura 10. Esquema de Red de Intercambio Térmico.
La Red de Intercambio Térmico cuenta con dos intercambiadores de calor que aprovechan la carga energética que tienen las corrientes y cinco intercambiadores de calor que utilizan servicios tanto de enfriamiento como de calentamiento. Esta RIT cumple su función al alcanzar las temperaturas objetivo planteadas al inicio de este análisis. En consecuencia se cuenta con la información suficiente para generar el diagrama de flujo del proceso optimizado, tal como se representa en la Fig. 11.
Servicio 3 2775.78 kW Intercambiador 1 2801.77 kW Servicio 4 4346.31 kW 1 6 4 2 3 5 Servicio 2 4103.00 kW Servicio 5 2118.18 kW Servicio 1 6520.89 kW Intercambiador 2 1487.39 kW Alimentación de acrilonitrilo Alimentación de propano-propileno Propano Propileno Recirculación de acrilonitrilo
2.2 Simulación de la Red de Intercambio Térmico para la destilación extractiva para la mezcla propano-propileno
La RIT propuesta, junto con la Fig. 11 sirven topológicamente para su implementación en el simulador ASPEN Plus® para evaluar su comportamiento.
En primera instancia, se reprodujo el comportamiento original de la columna de destilación extractiva (CDE) que Carmona (2013) propuso, la columna utilizada de la plantilla que ASPEN Plus® proporciona es del tipo RadFrac, para simulación rigurosa de fraccionamiento de dos o tres fases para columnas sencillas, y cabe mencionar que ésta posee ya un condensador y un rehervidor por lo que no permite alguna opción en la que, en este caso, el rehervidor pueda intercambiar calor con alguna otra corriente de proceso. Es por ello que para este estudio no se declaró rehervidor en dicha plantilla. A la CDE se le asignó la relación de reflujo igual a seis y además una segunda condición de diseño para que ésta entregara 233 lbmol/hde producto destilado, propano. Por otro lado, la última etapa de la columna que básicamente consiste en el rehervidor se realizó añadiendo primero un intercambiador de calor sencillo, “heater”. Una vez obtenido el comportamiento que originalmente se tenía se procedió a sustituir el “heater” por un intercambiador de calor complejo donde una corriente de proceso cederá energía a otra igualmente de proceso (intercambiador 1). El rehervidor en ASPEN Plus® (Luyben, 2006) es considerado como parcial por lo tanto el calor que en éste existe es sensible estando en equilibrio ambas fases, entonces la energía que requiere este intercambiador no es suficiente para que los fondos de la CDE alcancen el calor suficiente, por lo tanto se necesita de un intercambiador adicional (Servicio 1). El arreglo funciona como un rehervidor parcial para así lograr la carga necesaria, posteriormente el vapor será enviado de regreso a la columna. Con este arreglo se logra reproducir el comportamiento que el proceso original exhibía. Es importante mencionar que la colocación y los valores de las cargas de ambos intercambiadores fueron obtenidas por el análisis Pinch.
Una vez convergida correctamente la CDE, se prosigue con la columna de recuperación de solvente (CRD). Esta columna de tipo RadFrac no tuvo
modificación alguna para el condensador o rehervidor por lo cual se especificó exactamente igual que la propuesta inicial con 4103 kW de calor que el rehervidor debe de intercambiar con el servicio. Logrando así la convergencia de ambas columnas y obteniendo por el domo propileno como producto.
Como se muestra en la Fig. 11, la corriente que sale por el fondo de la CRD es la que contiene el solvente utilizado, en este caso acrilonitrilo. Sale a una temperatura de 173.48°C y pasa en primera instancia por el Intercambiador 1 dónde cederá calor a la otra corriente de proceso que, de manera similar, proviene del fondo de la CDE. Siguiendo su camino realiza el mismo proceso de intercambio en el Intercambiador 2 que en este caso, la corriente de proceso con la que hace la transferencia es la alimentación de la mezcla propano-propileno hacia la CDE.
Pese a haber intercambiado dos veces calor con corrientes de proceso, la corriente tres aún no posee las condiciones necesarias para que sea recirculada al inicio del proceso. Por este motivo el análisis Pinch indica que deberá utilizarse un último servicio de enfriamiento, se añade un enfriador (Servicio 5) y con esto se obtiene la temperatura requerida. Finalmente la recirculación de acrilonitrilo es bombeada a un mezclador (MIX) para ser reutilizada y así completar el proceso.
La Fig. 12 nos muestra la representación final dentro del simulador del proceso de destilación extractiva para la mezcla propano-propileno ya con la integración propuesta.
Figura 12. Esquema de la destilación extractiva para la mezcla propano-propileno con integración térmica aplicada. MIX V 1 V 2 CDE FLA SH SER1 INT1 V 3 CRD INT2 V 5 V 6 SER5 PUMP V 4 F4 2A 1A F10 2 1 5 6 6A 6C 6E 6B 9 6D 7 8A 9A 3 4 3A 4A 9B 10 10A F10A 11 8 F4A 4C 4B
CAPÍTULO 3
ANÁLISIS DE
RESULTADOS
3. ANÁLISIS DE RESULTADOS
3.1 Análisis Técnico
Una vez hecho el análisis Pinch (Cap. 2) y al conseguir los requerimientos mínimos energéticos del proceso integrado, se obtiene la siguiente tabla comparativa.
Tabla 7. Comparación del proceso de destilación extractiva.
Sin integración térmica Con integración térmica
Número de intercambiadores 6 7
Servicio de calentamiento (kW) 13529.45 10623.89 Servicio de enfriamiento (kW) 14913.06 9240.27
Si bien al hacer la integración de calor del proceso se añade un intercambiador de calor, se muestra una clara reducción en cuanto a los servicios utilizados se refiere. Para el servicio de calentamiento hay una reducción de 21.5% en el consumo y para el servicio de enfriamiento es de 38%, el ahorro total en el consumo de calor es de 8578.35 kW del proceso.
Posteriormente se evaluó la carga térmica que cada uno de los intercambiadores posee una vez que éstos han sido implementados dentro de la simulación. (Ver Tabla 8).
Tabla 8. Comparación de calor entre el análisis Pinch y la simulación.
Análisis Pinch Simulación Intercambiador 1 (kW) 2801.77 1864.31 Intercambiador 2 (kW) 1487.39 1487.39 Servicio 1 (kW) 6520.89 6520.89 Servicio 2 (kW) 4103.00 4103.00 Servicio 3 (kW) 2775.78 2786.18 Servicio 4 (kW) 4346.31 4410.05 Servicio 5 (kW) 2118.18 3516.00
En la Tabla 8 se aprecia la cantidad de calor que están empleando los intercambiadores de la Red de Intercambio Térmico propuesta. En la mayoría existe una diferencia en cuánto a los consumos que originalmente el análisis Pinch arroja, esto puede deberse, en parte, a la forma en que la simulación se fue desarrollando ya que, por ejemplo, se tuvo que desincorporar al rehervidor en la columna de destilación extractiva que por la limitante de la plantilla de especificaciones en el simulador, no permite el intercambio entre corrientes de proceso. Este tipo de adaptaciones hace que la simulación vaya arrastrando pequeños errores que no se consideran dentro del análisis Pinch.
Por otro lado, parte importante de la integración de calor es que ésta no debe modificar los productos que se generan, tal es el caso de la pureza del propano y del propileno (ver Tabla 9).
Tabla 9. Comparación de purezas.
Pureza sin integración térmica Pureza con integración térmica Propano 97.55% 97.53% Propileno 99.95% 99.45%
La columna de destilación extractiva entrega un flujo de 233 lbmol/h de producto destilado, propano, con una pureza de 97.53% como se muestra en la Tabla 9, por otra parte la columna de recuperación de solvente entrega propileno al 99.45% con un flujo de 447.6 lbmol/h. Es claro que existe una ligera reducción en la pureza de ambos compuestos, sin embargo es menor al 1% de las que originalmente el proceso otorga siendo ésta poco significativa y por ello aceptable.
Al hacer la implementación en el simulador de la Red de Integración Térmica, el proceso mostró una fuerte sensibilidad en cuanto a la operación se refiere, esto se debe a la interconexión que existe entre los intercambiadores, pues todos estos proporcionan la estabilidad que se necesita para que en el proceso exista convergencia, por lo tanto cualquier variación dentro de las condiciones alterarán el sistema. La manipulación de los flujos, temperaturas, presiones, entre otros, harán que las cargas térmicas se modifiquen, que haya un cruce de temperaturas en los intercambiadores con corrientes de proceso o bien que no exista la convergencia en ninguna de las columnas.
3.2 Análisis Económico
Con base en la información generada a partir de la simulación, es posible hacer una estimación de costos ya que la información específica de los equipos está disponible. Como se sabe, ningún diseño debe proceder a su etapa final antes de que los costos sean evaluados dentro del diseño preliminar, a lo que se le llama
costo de estimación prediseño (Peters & Timmerhaus, 1991).
Para el cálculo del costo total anual se utilizaron los criterios para un periodo de recuperación de tres años y el procedimiento desarrollado por Luyben (2006) el cual fue adaptado para la destilación extractiva por Carmona (2013). Para el caso de estudio se desarrollaron tres scripts en Matlab®, esto es, para la columna de destilación extractiva, la columna de recuperación de solvente y para los dos intercambiadores fuera de las columnas (ver Anexos A1, A2, A3 y A4).
En la Tabla 10 se muestran los resultados de la columna de destilación extractivas, como se explicó, la parte correspondiente al rehervidor está compuesta por dos intercambiadores de calor (Intercambiador 1 y Servicio 1) por lo que se agregó la carga del intercambiador faltante y se modificó la ecuación de costos para obtener un costo total anual de 1, 714,790 USD.
Tabla 10. Comparación económica de la columna de destilación extractiva.
Sin integración térmica Con integración térmica
Número de etapas 50 50
Área del condensador (m2) 233.94 234.84
Área del rehervidor (m2) 471.08 471.70*
Costo de la columna (USD) 662,312 662,312 Costo del condensador + rehervidor (USD) 651,585 753,500 Costo de energía (USD/año) 1,382,630 1,242,850
Costo Capital (USD) 1,313,900 1,415,810
Costo Total Anual (USD/año) 1,820,600 1,714,790 * El valor es considerando la suma de las áreas del Intercambiador 1 y del Servicio 1.
Como se observa en la Tabla 10 el costo de la columna no varía pues no hubo modificaciones en ella, por otro lado, las áreas de transferencia correspondientes al condensador y al rehervidor, compuesto por dos intercambiadores de calor, aumentaron de manera poco significativa. Esto atribuido a las cargas que los mismos manejan. Si bien existe un aumento en el costo de estos equipos y por consecuente en los costos de capital, claramente se ve reflejado en una disminución considerable del 10.11% en los costos de energía y por lo tanto un 5.81% en el costo total anual para esta columna.
La columna de recuperación de solvente no tuvo modificación física por lo que en el programa presentado en el Anexo A2 únicamente se ajustaron las cargas que ahora poseen el condensador y el rehervidor, dando un costo anual total de 846,161 USD (ver Tabla 11).
Tabla 11. Comparación económica de la columna de recuperación de solvente.
Sin integración térmica Con integración térmica
Número de etapas 11 11
Área del condensador (m2) 366.37 371.71
Área del rehervidor (m2) 207.20 207.2
Costo de la columna (USD) 138,549 138,549 Costo del condensador + rehervidor (USD) 572,302 575,504 Costo de energía (USD/año) 608,143 608,144
Costo Capital (USD) 710,851 714,053
Costo Total Anual (USD/año) 845,093 846,161
El área del condensador presentada en la Tabla 11 es ligeramente mayor en 1.46%, con respecto a la que tiene el proceso sin integrar, esto se debe a que el flujo de destilado (propileno) es ligeramente superior pues se están entregando 447.6 lbmol/h, así que afecta a la carga térmica siendo ésta también mayor y en consecuencia el área de transferencia aumenta.
Para el script de los restantes dos intercambiadores, se siguieron las consideraciones en Carmona (2013) y las correspondientes cargas térmicas en la RIT (ver Tabla 12).
Tabla 12. Comparación económica de los intercambiadores.
Sin integración térmica Con integración térmica
Área del enfriador (m2) 540.06 296.36
Área del intercambiador de calor (m2) 489.53 613.58
Costo del condensador + rehervidor (USD) 844,422 768,332 Costo de energía (USD/año) 1,170,160 797,467
Costo Capital (USD) 844,422 768,332
Costo Total Anual (USD/año) 1,451,630 1,053,580
Los resultados observados en la Tabla 12 muestran una gran diferencia en cuanto a costo se refiere, el costo de capital de ambos intercambiadores se reduce en un 9.01% y el costo de la energía consumida en 31.85% menos a comparación del caso base, por lo tanto el costo total anual disminuye en un 27.42%.
Al verse reducida el área de transferencia en la mayoría de los intercambiadores, implica que hay una carga menor dentro del mismo, lo que deriva en una reducción del consumo de servicios y una baja en los costos gracias al análisis Pinch.
Finalmente la Tabla 13 hace una comparativa entre los procesos de destilación extractiva antes y después de la implementación de la integración térmica, el proceso integrado tendrá un costo total anual de 3, 614,531 USD comparado con los 4, 117,323 USD del caso base.
Tabla 13. Comparación económica del proceso de destilación extractiva.
Sin integración térmica Con integración térmica % Ahorro Costo Total Anual del Proceso (USD) 4,117,323 3,614,531 12.21
CONCLUSIONES
La destilación extractiva para la mezcla propano-propileno es un proceso alternativo propuesto al de destilación convencional comúnmente utilizado, pues es considerado una opción técnica y económicamente redituable. Aunado a lo anterior, se buscó mejorar aún más la propuesta.
El análisis Pinch efectuado junto con las consideraciones para la implementación del proceso dentro del simulador demuestra una vez más ser una alternativa viable si lo que se requiere es una baja en los costos energéticos sin alterar considerablemente los productos deseados. La pureza que este proceso integrado proporciona es de 97.53% y 99.45% para el propano y propileno respectivamente. Si bien el costo de los equipos aumenta, la reducción de costos energéticos y anuales es notoria. En la columna de destilación extractiva su costo anual total es de 1, 714,790 USD/año, 5.81% menos que el caso base. El costo anual total de la columna de recuperación de solvente es de 846,161 USD/año, mil dólares arriba del caso base debido a la carga térmica por el flujo de propileno que se está entregando. Los intercambiadores de calor que dan las condiciones a la corriente de recirculación de acrilonitrilo, su costo anual total disminuye 27.42%, siendo éste de 1, 053,580 USD/año.
El proceso de destilación extractiva completo tiene un costo total anual de 3, 614,53 USD/año, lo que implica una reducción del 12.21% del costo anual total del proceso antes de la implementación de la Red de Intercambio Térmico. Comparado con el proceso convencional que comúnmente es utilizado, la disminución económica es de 4.1% considerando que dicho proceso consta únicamente de una columna de destilación con altos consumos energéticos.
Con estos resultados, el análisis Pinch demuestra ser una opción redituable al implementar las Redes de Intercambio Térmico que de éste derivan.
TRABAJO A FUTURO
Debido a las consideraciones arrojadas por el análisis Pinch y las cuales fueron aplicadas dentro de la simulación, el proceso mostró tener un comportamiento sumamente sensible a cualquier variación dentro de las condiciones que posee.
Como trabajo a futuro, se plantea la posibilidad de realizar un análisis dinámico del proceso integrado de destilación extractiva para la mezcla propano-propileno, desarrollar un estudio de sensibilidad para proponer un sistema de control en el cual la manipulación de las variables de proceso se ajusten para no afectar el flujo, pureza, cargas térmicas, entre otras, que afecten a los productos y a la operación de la planta. Por último, implementar el control dentro de una simulación para la evaluación de su comportamiento.
REFERENCIAS
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