Análisis termoeconómico de columnas de destilación en plantas de

VI Congresso Iber-Americano de Engenharia Mecánica – CIBEM 2003
Octubre 2003, Coimbra (Portugal)
Actas del Congreso pp. 259-264
Análisis termoeconómico de columnas de destilación en plantas
de separación de aire
P. L. Clavería y M. A. Lozano
Grupo de Ingeniería Térmica y Sistemas Energéticos
Departamento de Ingeniería Mecánica - Universidad de Zaragoza
C/ Maria de Luna 3, 50018 Zaragoza (España)
Tel.: 34 976 762 039 e-mail: [email protected]
Palabras clave: Energía, Termodinámica, Termotecnia.
Resumen. Algunas plantas industriales consumen grandes cantidades de oxígeno a alta presión. Si
la pureza requerida es baja puede ser interesante su producción en plantas criogénicas de separación
de aire con compresión intermedia del oxígeno líquido (LOX). Se ha simulado este tipo de plantas
con HYSYS estudiándose el efecto sobre su comportamiento de varios parámetros. Mediante
criterios termodinámicos y económicos se ha analizado la economía del proceso obteniendo valores
para el diseño óptimo.
Abstract. Some industrial plants requires large tonnage of oxygen at very high pressures (up to 100
bars). For low purity oxygen production at high pressure, partial compression of oxygen by
pumping could be of interest. Methods of engineering economy and thermodynamics are combined
to reveal the cost associated with irreversibility and point the way to design optimization. A pumped
LOX cycle has been simulated using HYSYS. The effects of several parameters on the plant
performance have been discussed.
1. Introducción
La termoeconomía analiza el trasiego de flujos económicos entre sistemas, dotados de una
orientación productiva, basándose en la aplicación simultánea de la Termodinámica (Entropía) y de
la Economía (Coste). Una vez identificados los diferentes flujos de un sistema en alguna de las
siguientes categorías funcionales: fuel, producto, residuo o subproducto, la termoeconomía busca,
en última instancia, obtener el máximo producto desde un fuel dado, o consumir el mínimo fuel
para un producto fijo. Para su aplicación práctica suelen establecerse tres líneas de actuación: a)
propuesta, valoración y selección de diseños alternativos para un sistema dado, b) colaboración en
procedimientos de control y mantenimiento que permitan mantener la operación en condiciones
próximas a las de diseño, y c) determinación de la política óptima de operación del sistema capaz de
satisfacer la demanda solicitada.
La aplicación del análisis termoeconómico a sistemas criogénicos presenta peculiaridades
interesantes. Consideraremos el caso de una planta de separación de aire para la producción de
oxígeno (ASU). El diseño de plantas autónomas de separación de aire debe tener en cuenta que
productos se desean obtener, en que cantidad y en que fase. Para plantas integradas en complejos
energéticos debe resolverse también el problema de su acoplamiento funcional con otras secciones
del complejo. Para lograr una estructura óptima de la planta (síntesis) se necesitan diseñadores
expertos. Además, entre los equipos de una planta de separación de aire existen fuertes
interacciones energéticas por lo que cambios relativamente pequeños en su diseño pueden dar lugar
a ahorros substanciales de energía eléctrica. Sin embargo, esto solo puede confirmarse tras un
estudio completo de la incidencia de dichos cambios en las distintas secciones de la planta.
Para una producción P dada de la planta (oxígeno gas valorado por su exergía), el análisis
termoeconómico nos permitirá determinar el coste unitario del producto cP en función del coste
unitario del fuel cF y de los costes de capital (amortización y mantenimiento) Z
cP(x) = c0(x) + kZ(x) = cF·kF(x) + kZ(x)
siendo kF = F/P el consumo unitario de fuel, kZ = Z/P el coste unitario de capital, c0 el coste unitario
de operación y x el vector de variables de decisión consideradas. El fuel F es la energía eléctrica
consumida. F será función de las irreversibilidades I generadas en la planta (perdidas de presión,
gradientes de temperatura y composición) valoradas en exergía
F(x) = P + I(x)
las cuales dependen de las variables de decisión. La modelización y simulación de los procesos
involucrados resulta imprescindible, por tanto, para desentrañar los efectos globales (ΔI, ΔF, ΔZ e
ΔcP) de las modificaciones propuestas en las variables de decisión (Δx).
El proceso de destilación constituye el corazón de la planta de separación de aire. Este tiene lugar
en dos columnas acopladas térmicamente que trabajan a presiones diferentes. En este artículo se
obtienen criterios de diseño del subsistema de destilación valorando termoeconómicamente los
efectos globales de sus variables locales de decisión.
2. Descripción de la planta
El modelo físico de la planta analizada se muestra en la Fig. 1. El producto de la ASU analizada es
oxígeno gas GOX (250) de baja pureza (95%) a media presión (4000 kPa). En la Tabla 1 se señalan
con cursiva los valores de los parámetros de diseño considerados para la planta. El consumo de
potencia eléctrica de la planta es la suma de la potencia consumida en el compresor principal de aire
(1), compresor-booster de aire (3), compresor de oxígeno gas (2) y bomba de oxígeno líquido (4),
existiendo un crédito por la generación de potencia eléctrica en la turbina (5). El sistema de
destilación se basa en el acoplamiento térmico de dos columnas. La columna de baja presión CBP
(7) trabaja a 135 kPa y la columna de alta presión CAP (6) a 477 kPa.
Tabla 1. Condiciones de diseño
#
Flujo
0
150
250
340
Aire
Aire
GOX
GAN
n
[kmol/s]
1
0,2656
0,2142
0,7858
P
[kPa]
100
950
4000
100
T
[ºC]
25
25
x N2
[mol/mol]
0,7812
0,7812
0,0189
0,9890
x Ar
[mol/mol]
0,0093
0,0093
0,0311
0,0033
x O2
[mol/mol]
0,2095
0,2095
0,9500
0,0077
El aire ambiente, filtrado y limpiado (0), es comprimido en el compresor principal hasta 496 kPa
(100) y, posteriormente, la mayor parte del mismo es enfriada en el intercambiador de calor
principal (8) hasta una temperatura próxima a la de rocío 99 K (140). Para generar refrigeración en
la planta, una pequeña parte del aire que entra en el intercambiador principal es retirado de este a
una temperatura de aproximadamente 123 K (120) y expandida hasta la presión de la columna CBP
mediante un turboexpansor (5). El aire restante (150) es recomprimido en un compresor-booster (3)
hasta 950 kPa, enfriado hasta licuarse (160) e introducido en las columnas CAP (170) y CBP (190)
como reflujo. El oxígeno líquido LOX (220) extraído desde el fondo de la columna CBP es
bombeado a la presión necesaria (230) que nos permita tener una diferencia mínima de temperaturas
en el intercambiador de calor principal (8) para licuar el aire de alimentación recomprimido. Tras
ser vaporizado en el intercambiador principal el oxígeno GOX (240) es comprimido hasta la presión
de servicio de 4000 kPa (250).
Figura 1. Diagrama de flujo una planta criogénica de separación de aire para producción de oxígeno gas a alta presión:
(1) compresor principal de aire, (2) compresor de GOX, (3) compresor-booster de aire, (4) bomba de LOX, (5) turbina
de expansión de aire, (6) columna de destilación de alta presión CAP, (7) columna de destilación de baja presión CBP,
(8) intercambiador principal de aire MHE, (9) subenfriador INT_COLN2, y (10) condensador-evaporador R/C.
tta, temperatura de
extracción de aire para la
turbina de expansión: T120
1
240
ref, relación de
reflujo en CAP:
n301/n300
320
3
150
310
180
CBP
110
(etapa 12)
9
330
R/C
160
230
O2 líquido
(LOX)
10
INTCOL_N2
220
ηS=0.75
J
(etapa 22)
4
301
6
170
K
(etapa 12)
ΔP = 6 kPa
5
(etapa 16)
ΔP = 0 kPa
(etapa 18)
8
210
ΔP = 0 kPa
ηS=0.80
ΔP = 0 kPa
130
ΔP = 3,50 kPa
120
ΔP = 2,77 kPa
ΔP=12 kPa
7
ΔP=10 kPa
MHE
ηS=0.85
2
rac, fracción de aire
recomprimido a
CBP: n180/n150
100 P
ΔP=10 kPa
O2 gas 250
(GOX)
N2 gas
(GAN) 340
ΔP=12 kPa
Aire
0
f, fracción de aire
comprimido a fondo
CAP: n140/n0
300
CAP
140
190
(etapa 16)
200
Las principales ineficiencias en la planta se producen por irreversibilidad mecánica en los procesos
de presurización (bombeo y compresión), por irreversibilidad térmica en los intercambiadores de
calor y por irreversibilidad química en las columnas de destilación.
3. Irreversibilidades en columnas de destilación
Para una producción dada de la planta, la pérdida de rendimiento en las columnas de destilación
implicará un consumo adicional de energía eléctrica en los compresores de aire. Esta pérdida se
debe a la generación de irreversibilidades por:
Transferencia de calor entre columnas: Esta se produce a través del condensador-evaporador (10)
situado entre las dos columnas de destilación. Esta transferencia de calor tiene lugar por la
diferencia positiva de temperatura que existe entre la cabeza de la CAP y el fondo de la CBP.
Transferencia de calor y masa entre flujos: El proceso químico que tiene lugar en el interior de una
columna de destilación consiste básicamente en una transferencia de masa y calor entre un flujo de
vapor que asciende y un flujo de líquido que desciende a lo largo de la columna. Tanto el trasiego
de masa como la transferencia de calor generaran irreversibilidades por realizarse con gradientes
finitos de potencial químico y temperatura, respectivamente.
Rozamiento del fluido: este tipo de irreversibilidad se manifiesta como una pérdida de presión en
los flujos de vapor que ascienden en la columna, producida por: i) rozamiento del flujo de vapor con
el relleno de la columna - ΔPdinámica-, cuyo valor aumentará con el caudal de vapor, altura de la
columna y tipo de relleno utilizado, y disminuirá con el diámetro, ii) la oposición de la fuerza de la
gravedad al avance del vapor - ΔPestática- , el cual aumentará con la altura de la columna y la densidad
del vapor, y iii) perdidas singulares en distribuidores internos -ΔPsingular- cuyo valor es pequeño. Es
decir, en total
ΔPtotal = ΔPdinámica + ΔPestatica + ΔPsingular.
Transferencia de calor entre la columna y medio ambiente: La irreversibilidad corresponde a la
exergía destruida por transferencia de calor desde el medio ambiente, a una temperatura T0, hasta el
interior de la columna a una temperatura Ts ≈ -175 ºC.
Destilación súbita: La necesidad de producir un reflujo en las columnas de destilación implica que
deberemos “pinchar” la columna en determinados puntos para alimentarla. Para minimizar la
irreversibilidad deberemos considerar como etapa de alimentación aquella en la que un flujo interior
(caracterizado por Ps,Ts,xs) sea lo más parecido posible al flujo de alimentación (Pe,Te,xe).
4. Proceso de optimización del diseño
Partiendo de un diseño base [4-5] y aplicando el simulador de procesos HYSYS se analizó el ciclo
descrito anteriormente, primero con criterios puramente termodinámicos, incluyendo análisis
exergético, y luego con criterios económicos, con objeto de optimizar su diseño.
Las fuertes interacciones térmicas entre las secciones de una plata de separación de aire impiden
que el valor óptimo de una variable de decisión pueda fijarse analizando solo sus efectos locales
sobre el equipo o flujo al que está ligada. Esta falta de independencia termoeconómica obliga a
considerar criterios de decisión globales de naturaleza termodinámica (ver Tabla 1) los cuales
orientaran bien las modificaciones propuestas hacia un estado económicamente óptimo de la planta,
el cual será valorado con el criterio económico, cP.
El coste estimado para las columnas de destilación, supuestas de relleno, se calcula a partir de su
diámetro (D), altura (H), número de distribuidores (n) y volumen de relleno (Vr = Hr·πD2/4)
mediante la expresión:
C[€] = 7000 D[m]0,9·H[m] + n·16016·D[m] + 2700·Vr[m3]
El primer paso en cualquier proceso de optimización es seleccionar un conjunto de variables libres
de diseño que representen el estado de operación de los equipos y flujos de la planta, x.
En un trabajo anterior, referencia [5], se consideraron 7 variables de decisión caracterizadas por (ver
Fig. 1 y Tabla 1): asignar una propiedad termodinámica a algún flujo (tta), repartir el caudal que
llega a una bifurcación (f, rac, ref) y establecer la diferencia mínima de temperatura admisible en
intercambiadores de calor MHE, R/C e INT_COLN2 (ΔTmin). En este articulo analizaremos 9
variables de decisión ligadas a la operación de destilación: diámetro de columna (D), número de
etapas de equilibro (NET), etapas de alimentación (nel) y diferencia mínima de temperatura
admisible en el lado frío del subenfriador INT_COLN2 (ΔTfrio).
Del análisis termodinámico realizado con HYSYS podemos determinar las propiedades de los flujos
de la planta. Obtenidos estos y fijados el diámetro de columna, el tipo de relleno (MellapakPlus
252) y el número de etapas de equilibrio, la aplicación informática SULPAK [6] nos permite
calcular la ΔPdinámica. En la determinación del diámetro de las columnas deberá considerarse la
restricción de no alcanzar el anegamiento de ningún lecho de la columna. Para unas condiciones
fijas de la planta el diámetro así determinado puede considerarse independiente del resto de
variables de decisión y la ΔPtotal función únicamente de la variable NET.
Realimentando el modelo HYSYS con los diámetros y ΔPtotal de las columnas calculados con
SULPAK podrá realizarse una optimización del resto de las variables de decisión.
5. Resultados y Discusión
En la Tabla 1 se indican los resultados obtenidos comparando el diseño base de partida con el
diseño óptimo. Algunos se han contrastado con informaciones de las empresas suministradoras de
plantas e informes de la literatura técnica [1-3] existiendo concordancia.
Análisis: i) La condición de anegamiento determina aproximadamente el diámetro de las columnas,
ii) La etapa de alimentación del flujo secundario del aire a la columna inferior (170) debe situarse a
1/4 de la altura, iii) La etapa de alimentación de los reflujos a la columna superior debe ser aquella
en que su composición esta próxima a un flujo de la etapa. El diseño propuesto supone un ahorro en
el coste del producto Δcp/cp,base = -2,21 %, con Δc0/cp,base = +0,12% e ΔkZ/cp,base = -2,32%.
Tabla 1. Valor de las variables libres de diseño y criterios de decisión
Variables libres de diseño
Diseño base
Diseño óptimo
tta [ºC]
-150
-150
2
f [kmol aire/kmol aire]
0,52
0,52
3
rac [kmol aire/kmol aire]
0,42
0,42
4
ref [kmol N2/kmol N2]
0,88
0,88
5
ΔTmin MHE [ºC]
1,5
1,5
6
ΔTmin INT_COLN2 [ºC]
2,0
1,0
7
ΔTmin C/E [ºC]
1,0
1,0
8
ΔTfrio INT_COLN2 [ºC]
8,4
1,5
1
9
DCAP [m]
1.372
1,524
10
DCBP [m]
1.981
1,900
11
NETCAP
30
16
12
nel170
20
12
13
NETCBP
40
22
14
nel180
10
12
15
nel210
20
16
16
nel130
30
18
-
-
rex [kW (GOX)/kW]
0,4423
0,4367
2
sox [kmol O2(GOX)/kmol O2(aire)]
0,9871
0,9741
3
wes [kJ/kmol O2(GOX)]
34690
34760
4
uas [kJ/K-kmol O2(GOX)]
6833
7302
Criterios de decisión
1
5
rex
sox
wes
uas
cP
cP [€/kmol O2(GOX)]
0,5834
rendimiento exergético de la planta
fracción de O2 de alimentación en el GOX producto
consumo de energía eléctrica por O2 producido
conductancias térmicas de los intercambiadores de calor por O2 producido
coste económico del O2 producido
0,5706
Figura 2. Influencia sobre el coste del oxígeno de ΔTfrio INT_COLN2 y del diseño de la columna de alta presión CAP
0.579
NETCAP =10
cp [€/kmol O2(GOX)]
cp [€/kmol O2(GOX)]
0.5718
0.5716
0.5714
0.5712
0.5710
0.5708
0.5706
0.5704
0.578
20
12
14
16
18
0.577
0.576
0.575
0.574
0.573
0
1
2
3
4
5
6
7
ΔTfrio INT_COLN2 [ºC]
8
9
10
2
4
6
8
10
12
14
16
18
20
22
nel170
El grado de influencia de las distintas variables de diseño sobre los criterios de decisión es diverso.
Un ejemplo de esto puede verse en la Fig. 2 que muestra la influencia sobre el coste del oxígeno de
ΔTfrio INT_COLN2 (subenfriador), con un valor mínimo para 1,5ºC, y de la etapa de alimentación
del flujo nal170 y número total de etapas de la columna CAP, con un valor mínimo para nel170 = 12 y
NETCAP = 16.
6. Conclusiones
Solo pueden tomarse decisiones informadas sobre el diseño de un subsistema (las columnas de destilación) formando parte de un sistema (la planta de separación de aire) a la luz de una valoración
económica correcta de los flujos de materia y energía intercambiados. Con el concurso de un simulador de procesos, la metodología de análisis termoeconómico aquí propuesta e información sobre
el coste de inversión de los equipos, puede hacerse dicha valoración de un modo simple y efectivo.
7. Referencias
[1] W.F. Castle. Air separation and liquefaction: recent developments and prospects for the
beginning of the new millennium, Int. Journal of Refrigeration, Vol. 25, pp. 156-172, 2002.
[2] R. Clare, R.M. Thorogood. Twenty years of innovation in air separation, Proc. AIChE 2000
National Meeting, Atlanta.
[3] A.R. Smith, J. Klosek. A review of air separation technologies and their integration with energy
conversion processes, Fuel Processing Technology, Vol. 70, pp. 115-134, 2001.
[4] M.A. Lozano, P.L. Clavería, A. Hombrados. Modelización y simulación para las plantas de
separación de gases del aire, Fundación Domingo Martínez, 2002.
[5] P.L. Clavería, M.A. Lozano, Optimización de plantas criogénicas de producción de oxígeno,
Anales de Ingeniería Mecánica, 2002.
[6] Sulpak 3.0 for Windows, Nov. 2001, Sulzer Chemtech AG (www.sulzerchemtech.com)
[7] P. Higginbotham. Structured Packing in Air Distillation, Ph.D Thesis, University of Aston,
Birmingham, 1993.
8. Agradecimientos
Este trabajo ha sido posible gracias a una Ayuda a la Investigación de la Fundación Domingo
Martínez en su Convocatoria del Curso 2000/2001.