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ESCUELA SUPERIOR DE INGENIEROS

DEPARTAMENTO DE INGENIERÍA QUÍMICA Y MEDIOAMBIENTAL

INGENIERO QUÍMICO

PROYECTO FIN DE CARRERA

ALTERNATIVAS Y VIABILIDAD DE LA COMPRESIÓN Y EL TRANSPORTE DE CO2 PROCEDENTE DE PROCESOS DE

OXICOMBUSTIÓN PARCIAL

Autor:

Carlos Jesús Vázquez Escudero

Alternativas y viabilidad de la compresión y el transporte de CO2 procedente de procesos de Oxicombustión Parcial.

Carlos Jesús Vázquez Escudero Página 2

INDICE: 1. Antecedentes………………………………………………………………………………………………………. Página 1

1.1 Situación energética mundial en relación a la problemática de los gases de efecto invernadero …………………………………………………………………………………………………………………………………. Página 1

1.2 Alternativas para la lucha contra el cambio climático……………………………………. Página 6 1.3 Descripción de procesos de combustión……………………………………………………….. Página 10 1.4 Comparativa procesos combustión……………………………………………………………….. Página 12

2. Objeto y alcance………………………………………………………………………………………………….. Página 16 3. Objetivos…………………………………………………………………………………………………………….. Página 17 4. Bases de estudio para la modelización………………………………………………………………… Página 18

4.1 Tipo de compresiones existentes…………………………………………………………………. Página 19 4.2 Modelos de compresiones a estudiar………………………………………………………….. Página 22

4.2.1. Compresión del tipo isotérmica……………………………………………………….. Página 22 4.2.2. Compresión del tipo adiabática………………………………………………………… Página 23 4.2.3. Compresión del tipo isentrópica………………………………………………………. Página 24 4.2.4. Compresión del tipo politrópica……………………………………………………….. Página 26

4.3 Elección y justificación del tipo de compresión……………………………………………. Página 28 4.3.1. Compresión isoterma………………………………………………………………………. Página 28 4.3.2. Compresión isentrópica……………………………………………………………………. Página 29 4.3.3. Compresión politrópica……………………………………………………………………. Página 31

5. Bases de modelización y especificaciones del proceso………………………………………… Página 34 6. Esquemas de proceso y descripción…………………………………………………………………….. Página 45 7. Modelización y resultados…………………………………………………………………………………… Página 56

7.1 Carbón tipo antracita…………………………………………………………………………………….. Página 56 7.2 Carbón tipo subbitominoso…………………………………………………………………………… Página 56 7.3 Transporte…………………………………………………………………………………………………….. Página 56 7.4 Modelado del sistema con carbón tipo antracita…………………………………………… Página 57

7.4.1 Reactor……………………………………………………………………………………………… Página 63 7.4.2 Torre de absorción química………………………………………………………………. Página 76 7.4.3 Segunda torre de absorción química…………………………………………………. Página 89 7.4.4 Adecuación corriente final antes del ciclo de compresión………………. Página 103 7.4.5 Ciclo de compresión……………………………………………………………………….. Página 108

8. Análisis de sensibilidad………………………………………………………………………………………. Página 121 8.1 Etapas a utilizar en la compresión inicial……………………………………………………… Página 122 8.2 Etapas o plato en las torres de absorción……………………………………………………. Página 129



8.3 Optimización del reactor…………………………………………………………………………….. Página 135 8.4 Comportamiento de la instalación con otros tipos de carbones………………….. Página 137 8.5 Tipos de compresiones utilizadas………………………………………………………………… Página 143

9 Transporte de la corriente final…………………………………………………………………………. Página 146 10 Implicaciones medioambientales de las corrientes residuales…………………………… Página 163 11 Diseño óptimo de la instalación…………………………………………………………………………. Página 170 12 Conclusiones……………………………………………………………………………………………………… Página 174 13 Bibliografía………………………………………………………………………………………………………… Página 176 14 ANEXOS…………………………………………………………………………………………………………….. Página 177



1. Antecedentes

1.1 Situación energética mundial en relación a la problemática de los gases de efecto invernadero.

Como se puede observar en la Figura 1, las necesidades energéticas mundiales se satisfacen principalmente con el uso de combustibles fósiles, que constituye la principal fuente de emisiones de CO2 a la atmósfera como producto de la combustión. El 87% de la producción energética mundial proviene de los combustibles fósiles (carbón, gas natural y petróleo). Sólo los dos primeros provocan casi la mitad de las emisiones mundiales. Entre 1980 y 2004, las tasas anuales de crecimiento de la producción energética fueron del 2%. Según las estimaciones en 2006 de la Administración de Información sobre la Energía estadounidense, los 15 TW estimados de consumo energético total para 2004 se dividen como se muestra en la Figura 1:

Figura 1. Suministro energético mundial en TW.

Casi 3,5 TW se producen a partir de gas natural para la obtención de energía y aproximadamente 4 TW es la energía obtenida del carbón.



A continuación se muestra un gráfico en la Figura 2 en el que se representa la energía per cápita frente al ingreso per cápita de los países que superan los 20 millones de habitantes, los cuales son el 90 % de los existentes en el mundo.

Figura 2. Consumo energético per capita frente a PNB per capita.

Se demuestra la evidente relación entre desarrollo, riqueza y avance tecnológico con el consumo energético del país. Se observa como las grandes potencias se sitúan a la cabeza del consumo per cápita, seguidos de una gran concentración de países menos desarrollados y ricos como Brasil, Argentina, etc. En la zona inferior es de destacar la posición de China, a pesar de poseer una enorme riqueza y haber experimentado grandes avances en sus últimos años, su elevada población hace disminuir los resultados al representarte como valores per cápita). Con ello se establece una relación entre el progreso y desarrollo industrial de un país y el incremento del consumo de energía, lo que, con el esquema de producción energética comentado anteriormente nos lleva a un aumento de la producción de gases de efecto invernadero, principalmente CO2, que se considera el principal causante del calentamiento global en nuestro planeta. Se muestran a continuación una serie de gráficos que ponen de manifiesto la evolución del crecimiento del consumo energético y las emisiones de CO2 a nivel mundial (Figuras 3 y 4):



Figura 3. Evolución de las emisiones de CO2 mundiales.

Se observa claramente de nuevo que los países que encabezan la producción de emisiones son los destacados en la Figura 2. Por lo tanto se corrobora que el incremento del CO2 se debe principalmente al creciente desarrollo experimentado por esos países en los últimos años. De nuevo se hace necesario destacar que China ha experimentado un incremento descomunal en su PIB y, en general, en el desarrollo del país, convirtiéndose en la segunda potencia económica mundial. Esto explica ese aumento casi exponencial en la evolución de las emisiones de este país.

Figura 4. Consumo de energía primaria frente a consumo de carbono para su obtención.



En la Figura 4 se pone de manifiesto que la mayoría de las emisiones de CO2 a la atmósfera parten del uso del carbón. Cabe mencionar que en la Unión Europea se observa una disminución de la producción en los últimos años, debido a un programa desarrollado para evitar el uso de este combustible y a la gran apuesta por las energías renovables como método alternativo de obtención de energía (en el cual España es una de los primeros, en cuanto a potencia en renovable instalada).

Figura 5. Estructura de las emisiones de CO2 en el 2007.

En la Figura 5 se observa claramente, donde se encuentran los grandes focos de actuación para reducir la emisión de CO2 a la atmósfera. Para ello, muchos países han contribuido de forma decidida firmando el protocolo de Kyoto, cuyo objetivo es la reducción de las emisiones para evitar que el aumento de la temperatura terrestre alcance cotas que provoquen daños irreversibles en la población. Llama la atención en este sentido que Estados Unidos, el mayor productor mundial de gases de efecto invernadero, a pesar de contar con una cuarta parte de la población de China, es el causante del casi 21 % de las emisiones mundiales. España se integra dentro de las cifras de la Unión Europea, con un 15% de las emisiones mundiales. Este proyecto se enmarca dentro de las actuaciones que está emprendiendo nuestro país para la reducción de las emisiones de este gas a la atmósfera.



Con idea de enmarcar los objetivos de este proyecto en la situación energética nacional, se exponen a continuación, los datos más relevantes de la demanda de energía en España.

Figura 6. Consumo de energía primaria en España.

En las Figuras 6 y 7 se muestra una comparativa entre el consumo de energías primarias y finales en nuestro país. En ambas destaca el elevado consumo de petróleo, carbón y gas natural, principales causantes de las emisiones de CO2. En ambos casos el consumo agregado de estas tres fuentes es superior al 80 %, por lo tanto se llega de nuevo a la conclusión de que las energías renovables no están aun en condiciones de evitar el crecimiento de estas emisiones, justificando el uso o captura o, para su posterior compresión, transporte e inyección para almacenamiento en el subsuelo. Como ya se comentó, el objetivo principal de este este proyecto es la modelización de diferentes alternativas de proceso para la etapa de compresión‐depuración posterior a la captura de CO2 antes de ser transportado y almacenado.



Figura 7. Consumo energía final en España (2009)

Figura 8. Intensidad energética (Energía final/PIB) En la figura 8 se analiza la energía utilizada o demandada en nuestro país, en función del PIB del mismo. Es conveniente aclarar que la disminución que se aprecia en el período del 2007‐2009, se debe principalmente a una bajada del PIB en España, debido a la grave crisis financiera, por lo que también se traduce en una caída en la intensidad energética y por lo tanto en las emisiones de CO2, lo cual no significa que las emisiones producidas no sigan siendo excesivas.

1.2. Alternativas para la lucha contra el cambio climático. Tecnologías CAC El CO2 es un gas de efecto invernadero que se encuentra de manera natural en la atmósfera. Las actividades humanas diarias, en especial la quema de combustibles fósiles, están incrementando desde la primera revolución industrial y en los últimos 20 años significativamente su concentración en la atmósfera, induciendo el cambio climático del planeta.



Este cambio suscitó el nacimiento de distintas organizaciones orientadas al ámbito de la Captura y Almacenamiento de CO2 (CAC), en el marco Europeo como en nuestro país. Se desarrollaron distintas alternativas a partir de junio de 2007, considerando la CAC una opción válida en la mitigación del cambio climático, invirtiendo en I+D y consolidando tres proyectos significativos en el ámbito español, en los cuales participan empresas y organizaciones de investigación:

Constitución de la Fundación Ciudad de la Energía, dirigida a la construcción y explotación de una planta de oxi‐combustión con transporte, captura y almacenamiento de CO2.

Proyecto PSE‐CO2, incorporando a centro de investigación y empresas de generación, llevando a cabo actividades de investigación, desarrollo e innovación en captura y almacenamiento de CO2.

Programa CENIT, constituido por socios industriales y organismos de investigación.

El objetivo de estos organismos de investigación españoles implicados, es avanzar en el desarrollo de la tecnología, reducir los costes de inversión y alcanzar una mayor eficiencia en la captura, así como en la caracterización de formaciones geológicas adecuadas para retener el CO2.

Esta generación requerida parte de quemar una de las materias primas más abundantes de nuestro país, el carbón. Aunque también puede derivar de combustiones de combustibles como el gas natural, gasoil, gasolinas, tratamientos en minas de carbón (lignitos), etc. Aunque se pretende extender a refinerías, cementeras y biomasa entre otros, utilizando para ello tres procesos conocidos como; pre‐combustión, post‐combustión y oxicombustión parcial (será el objeto de estudio de éste proyecto), mediante los cuales se lleva a cabo el quemado de estos combustibles y la generación de una corriente de gases a tratar, en la que destaca la gran producción de CO2, considerado por la opinión pública y algunos especialistas como el principal causante del calentamiento global que se está dando en los últimos años en nuestro planeta.



Queda pues demostrada la necesidad y los esfuerzos de nuestro país para contribuir al despliegue de esta tecnología en el mismo, consolidando uno de los proyectos españoles dentro de los 12 de demostración marcados por la UE. El desarrollo de distintos proyectos de captura y almacenamiento de CO2 ha dado lugar al planteamiento de diversas cuestiones de aspecto legal, político, económico y social, que comienzan a jugar un papel fundamental en el desarrollo, viabilidad e implementación de este tipo de proyectos. Se consideran cuatro aspectos, que se consideran no tecnológicos y que influyen directamente en el desarrollo de estas tecnologías:

Legales: legislación nacional e internacional relacionada con la CAC. Reguladores y políticos: el papel de la CAC en el contexto de las políticas energéticas y de cambio climático.

Económicos: inversión y costes. Sociales y de aceptación social: percepción social de la nueva tecnología y aceptación pública de la misma.

La aceptación social de la tecnología puede ser una de las barreras no tecnológicas esenciales en el despliegue de la misma, sin tener en cuenta el poseer un marco regulador, político y legal favorable. Al referirse a esta aceptación social, se considera como una conjunción de elementos distintos pero fundamentales para el desarrollo eficiente y sostenible de la tecnología. Estos aspectos se observan en la figura 9 y se basan en los siguientes aspectos:

Aceptación del mercado, por parte de los consumidores, inversores y organizaciones.

Aceptación socio‐política, se basa en la aceptación por parte del público y de los agentes sociales clave, como políticos, industria, comunidad financiera, etc.

La aceptación en la comunidad. Esta última estaría vinculada con los impactos locales de los desarrollos tecnológicos y sus emplazamientos. Las cuestiones relativas al proceso de planificación tales como la confianza o el carácter equitativo y democrático del proceso tendrían influencia en este ámbito.



Figura 9. Aceptación social de innovaciones energéticas renovables (CAC)

Las condiciones de aceptabilidad de una tecnología son más importantes que el tipo de tecnología en sí mismo. Por ello se adjunta un estudio de la percepción social de la CAC por la opinión pública entre 2006‐2008.

Figura 10. Estudio de la percepción social en León y Barcelona entre 2006 y 2008.

Se observa un gran desconocimiento público sobre esta tecnología y ante este desconocimiento se detectan una clara ambivalencia entre las ventajas y desventajas de estos proyectos.



Por lo tanto, se considera necesario y fundamental crear una consciencia clara y favorable del público ante las tres técnicas de combustión desarrolladas antes de describir el proceso a estudiar en este proyecto (oxicombustión parcial) y el resto de este proceso a implementar.

1.3. Descripción de procesos de combustión

1.3.1. Pre‐combustión. La primera a destacar es la pre‐combustión, se basa en la transformación de un combustible del tipo fósil en H2 y CO2, mediante el uso de una gasificación. Se consigue una producción considerable de hidrógeno, muy importante en varios procesos:

Generar energía eléctrica o calor. Síntesis de amoníaco. Producción de fertilizantes. Hidroprocesamientos en refinerías.

Se obtiene una corriente de gas de síntesis, a partir de una corriente de gas natural (proveniente de la gasificación del carbón, tal y como se detallo en el párrafo anterior), la cual se lleva a una ¨Shift‐Conversion¨, en la que se transforma el CO en CO2. Ahora disponemos de una corriente de gases de salida, en la que además de algunas impurezas, se obtiene grandes cantidades de CO2. Como es evidente, debemos eliminar el máximo posible y para ello existen múltiples métodos, tales como; adsorción a cambio de presión (PSA), separación criogénica, absorción química, absorción física, separación de membrana (ésta última técnica se encuentra poco desarrollada, ya que las membranas no poseen la selectividad suficiente). Con ello se consigue una corriente de elevada pureza en el gas requerido, el cual se envía al método explicado en este proyecto para ser comprimido y transportado de la forma más viable, tanto del punto económico como medioambiental.



GasificaciónGasificación Shift-COShift-CO Separación CO2Separación CO2

H2 + CO2Gas de Síntesis

CO2

H2

Central Eléctrica

Carbón

Aire

Figura 11. Esquema Pre‐combustión.

1.3.2. Post‐combustión En este proceso se lleva a cabo la separación y captación de nuevo a partir de un gas natural o un carbón, en algunas de las industrias ya mencionadas. Es necesario obtener una corriente de la mayor pureza en el gas estudiado, para ello se utilizan las siguientes técnicas como las más destacadas; ciclo de carbonatación o calcinación y la absorción química con aminas (las demás opciones no se consideran viables económicamente, éstas son; adsorción física, destilación criogénica y separación por membranas).

Separación CO2Separación CO2 CO2

Carbón

Aire

Central Eléctrica

Transporte

Figura 12. Esquema Post‐combustión.

1.3.3. Oxi‐combustión parcial Se lleva a cabo en la combustión en sí y a diferencia de los demás, utiliza oxígeno en vez de aire en la combustión. Por ello en este caso se obtiene una corriente de gases rica en CO2 y H2O, éste último se separará mediante simple enfriamiento de la misma (se consigue su cambio de fase, aunque estudiaremos que esto nos puede provocar graves problemas a la hora de realizar la compresión, que es el objeto de éste proyecto). Se utiliza este proceso principalmente en centrales de nueva generación con ciclos agua‐vapor críticos, en turbinas de gas con y sin caderas de recuperación.



En este proceso el oxígeno usado para la combustión, se diluye con gas recirculado, produciéndose una corriente de gases a la salida de la combustión con concentraciones elevadas de CO2 (hasta el 95 %) y por lo tanto también se consigue reducir uno de los grandes problemas de éste proceso, que se trata del desacerbado volumen de gases generados, facilitando así la captura del gas requerido.

Separación CO2Separación CO2 CO2

Carbón

Aire

Generación Electricidad

Transporte

Separación AireSeparación Aire

O2

Figura 13. Esquema Oxicombustión parcial.

1.4. Comparativa procesos

1.4.1. Ventajas Pre‐combustión

- La separación vía solvente físico o químico está probada. Los

gases de salida salen a mayor presión y mayor concentración de CO2 que la post‐combustión lo que reduce coste de captura.

- La tecnología consigue menor cantidad de impurezas: SOX y NOX y cenizas.

- Es posible utilizar un amplio rango de combustibles fósiles.

1.4.2. Ventajas Post‐combustión

- Muchas de las tecnologías son comerciales (absorción

química), separación de CO2 en yacimientos de gas natural, producción de urea, metanol, etc.

- Requiere menores modificaciones de centrales existentes. - Costo del absorbente. - Producción de energía (electricidad) adicional lo que implica

menor consumo de energía. - La desulfuración está incluida en el propio proceso de

captura del CO2.



- Material purgado (CaO) tiene un valor añadido pues posee un valor comercial (cementeras).

1.4.3. Ventajas Oxicombustión

- La tecnología básica tiene ya un largo recorrido (proyectos en

marcha en la actualidad). ‐ Reducción del caudal de gases, que implican una reducción

de los costos de separación, compresión y almacenamiento. ‐ Generación de corriente rica en CO2 hasta 90 – 95% y pobre

en NOx reduciendo el 70 – 80%. ‐ Mejora de transferencia de calor por mayores contenidos en

H2O, CO2 y Temperatura especialmente.

1.4.4. Desventajas Pre‐combustión

- El combustible primario debe ser convertido a gas sintético previamente.

- Las turbinas de gas, calentadores y calderas deben ser modificados para la utilización de hidrógeno como combustible

- Requiere calor para regenerar el absorbente

1.4.5. Desventajas Post‐combustión

- Mayor volumen de gases a tratar que en pre combustión - Presencia de impurezas: SOX y NOX y cenizas, que afectan la

vida del absorbente - Necesidad de nuevas materias primas ( 0,3 kg/Tm CO2) - Alto consumo energético en la regeneración del absorbente - Alto requerimiento de espacio - Necesidad de empleo de oxicombustión en el calcinador - Escala laboratorio (previsiblemente en escala piloto en

breve). - Control de proceso complejo

1.4.6. Desventajas Oxi‐combustión

- Aumento de inquemados



- Necesita una unidad de separación de aire lo que eleva los costos

- Degradación de zonas de radiación por corrosión - Requiere investigación avanzada en aspectos operativos y de

mantenimiento

Figura 14. Matriz de decisión.

Se llevará a cabo una depuración de gases proveniente de un proceso de oxi‐combustión. Se observa lo siguiente en la figura 11:

El grado de madurez en estos procesos es medio, ya que aún se está investigando y desarrollando varias investigaciones sobre este tipo de procesos en centrales térmicas, principal causante del desconocimiento y rechazo de la sociedad.

Mencionar que en cuanto al consumo de energía en la figura 11 es medio, debido a la utilización de membranas para el sistema ASU. En este proyecto se estudiarán distintas alternativas al mismo, reduciendo este consumo.



El consumo en cuanto a agua es bajo y respecto a absorbente es nulo, debido a que no será necesario el uso del mismo durante la depuración, lo cual se traduce en un ahorro económico respecto a procesos de post‐combustión y pre‐combustión, donde son necesarios los absorbentes.

La necesidad de una desulfuradora es imprescindible en un proceso de este tipo con quemado de carbón nacional, los cuales poseen una concentración de SO2 considerable.

La posibilidad de reducir el NOx aunque se detalle en la figura 11 como bajo, se considerará medio en el caso de este proyecto, teniendo en cuenta que los límites legales de emisión respecto a este contaminante son muy bajos a partir del 2016 y se deberá poseer una instalación versátil, donde se consiga una mayor reducción del mismo en la corriente final.



2. Objeto y alcance Una vez hecha la introducción de la problemática medioambiental asociada a las emisiones de gases de efecto invernadero y expuestas las diferentes tecnologías que permiten la captura de CO2 en las grandes fuentes de emisión, se pasa en este apartado a describir el objetivo y el alcance del presente proyecto. La tecnología de oxicombustión va a requerir un proceso de depuración de gases como final de etapa, para ajustar la composición de los mismos a los límites que imponga la normativa, aún por definir por parte de las autoridades comunitarias y nacionales competentes. Los diferentes tecnólogos están desarrollando alternativas de procesos de depuración que permitan realizar este ajuste, aprovechando las sucesivas etapas de compresión que van a sufrir los gases efluentes, dado que las eventuales condensaciones de agua con otros gases disueltos y las reacciones químicas que empiezan a tener lugar a altas presiones, así como la reducción del tamaño de los equipos de depuración en condiciones de alta presión favorecen la eliminación de los contaminantes más importantes (SO2 y NOx). En este contexto, este proyecto tendrá como objeto la modelización de diferentes alternativas de compresión‐depuración, mediante software comercial de simulación de procesos para estimar las condiciones de diseño y de operación que más favorecen esta última etapa de la captura por oxicombustión, teniendo en cuenta consideraciones de optimización de procesos, ahorro energético y minimización del impacto ambiental, así como su repercusión sobre el diseño y condiciones de explotación de las infraestructuras de transporte que sería necesario instalar a continuación.



3. Objetivos El objetivo de este proyecto es entender o estudiar el estado del arte y las novedades en desarrollo acerca del proceso de captura de CO2, vía oxi‐combustión para centrar el proyecto en el análisis de una alternativa optimizada (técnica y económicamente hablando), de la operación de compresión (y depuración) de la corriente final de CO2 destinada a almacenamiento. Para ello, se estudiarán distintas alternativas de compresión y sobre ellas se realizará una comparación entre las distintas técnicas y su viabilidad económica, así como su posible implantación económicamente hablando, en las plantas actualmente en funcionamiento. La comparativa de procedimientos de compresión se llevará a cabo mediante la simulación mediante la ayuda de una herramienta de Ingeniería reconocida y utilizada para la resolución de balances de materia y energía, además se contemplará la comparación con un software desarrollado por una empresa de Ingeniería especializada en la compresión de gases, lo cual nos permitirá optimizar el proceso lo máximo posible. Entre las distintas opciones optimizadas y expuestas, se tomará una de ella y esa elección se realizará mediante un estudio de viabilidad económico, ya que son tecnologías muy nuevas y existen pocos precedentes sobre los temas a tratar. Por ello será de vital importancia que las opciones manifestadas se desestimen o elijan en función de una lógica (en este proyecto, como en toda la Ingeniería de diseño, se basará en un acuerdo entre el factor económico y la optimización del proceso). Al final del proyecto se expondrá un apartado de resultados y conclusiones, en el que se comentará el método elegido y la justificación, la cual estará avalada por una serie de datos analizados en ambas herramientas ya comentadas y explicadas y desarrolladas con profundidad durante el proyecto.



4. Bases de estudio para la modelización

Unidad Separación CALDERAOXI-COMBUSTIÓN

Captación CO2

CICLOCOMPRESIÓN

Combustible

52,59 % C

1,68 % H

2,95 % O

0,88 % N

1,07 % S

8,84 % H2O

32 % Cenizas

Objeto ppal estudio proyecto

AIRE O2 (90 %)

Balance de Materia

CO2 comprimido

Transporte Almacenamiento

Figura 15. Esquema de alcance del proyecto.

Se adjunta un esquema más detallado para obtener una mayor claridad, sobre el objetivo principal de este proyecto. Como se puede comprobar obtenemos un aire enriquecido en un 90 % de O2 y el resto de N2, el cual se alimenta a una caldera en la que se introduce un carbón que proviene de una oxi‐combustión, con la siguiente composición. Resolviendo este balance de materia, obtenemos una corriente de gases de salida a tratar por una de las técnicas comentadas y mediante la cual suponemos que se obtendrá una corriente mayoritaria en CO2, el cual, se llevará a nuestro ciclo de compresión, que es el principal objetivo de este proyecto (modelización en Aspen Plus). Una vez conseguida una óptima y adecuada compresión de este gas, teniendo presente los costes operativos del proceso, se continuará investigando la posibilidad del transporte del mismo, para ser utilizados en distintos procesos industriales, todo ello analizado críticamente desde el punto de vista económico y de la viabilidad operativa. El almacenamiento como ya se comentará se estima que será una opción final a la del transporte en casos de no utilización inmediata.



4.1. Tipos compresiones existentes

- De desplazamiento positivo

o Rotativo

De lóbulos: producen altos volúmenes de aire seco a relativamente baja presión. Parecido a la bomba de aceite del motor de un coche, donde es necesario un flujo constante. Lubricación hidrodinámica, pocas piezas en movimiento.

De tornillos Poseen dos tornillos engranados o entrelazados que rotan paralelamente con un juego de luz mínima, sellado por la mezcla de aire y aceite. Presiones y volúmenes moderados, fácil mantenimiento, silencioso, bajo costo. Al girar los tornillos, el aire entra por la válvula de admisión con el aceite. El espacio entre los labios es reducido a medida que el gas avanza por el equipo, hasta llegar a la válvula de salida comprimido. Los hay húmedos (tornillos impregnados de aceite) o secos (requieren lubricación los cojinetes, rodamientos, engranajes, etc., pero los tornillos operan en seco). Especial cuidado aceites en húmedos (debe ser antiespumante, índice de viscosidad, etc.)

De paletas El eje gira a alta velocidad mientras que la fuerza centrífuga lleva las paletas hacia la carcasa. Sistema parecido a la bomba hidráulica a paletas. Debido a la excentricidad de la cámara, los compartimentos llenos de aire entre paletas se achican entre el orificio de entrada y salida, consiguiendo la compresión requerida. Silencioso, flujo continuo, sensibles a partículas, fácil mantenimiento, y se obtienen presiones y volúmenes moderados.



Se necesitan aceites con aditivos y aditivos anti‐desgaste.

o Alternativo

Son del tipo pistón, existen dos posibilidades de trabajo, de simple efecto para baja presión o de doble efecto para alta presión. Pistones, cojinetes y válvulas requieren lubricación. Es ruidoso y pesado, flujo intermitente, funcionamiento en caliente, mantenimiento costoso y periódico. Usado para presión alta y moderado volumen de compresión. Muy importante el uso de adecuados lubricantes y aceites, para evitar corrosión y una vida media correcta.

- Dinámicos

Una de las grandes ventajas es que proporcionan un flujo continuo y que poseen pocas piezas en movimiento, por lo tanto se disminuye las pérdidas de energía por fricción y calentamiento en el proceso.

o Centrífugo El proceso suele darse de forma axial, se basa en una serie de paletas o aspas que giran en un solo eje, absorbiendo el aire de la entrada (que suele ser amplia) y gracias a la fuerza centrífuga generada se impulsa al exterior con una elevada compresión. Funcionamiento en seco, sólo lubricación en cojinetes y rodamientos. Gas libre de aceite a la salida, flujo constante, caudal de flujo variable teniendo una presión fija. Caudal alto a presiones moderadas o bajas. Lubricación de aceite de alta calidad.



Figura 16. Compresor centrífugo.

o De flujo Axial Contienen una serie de aspas rotativas en forma de abanico que aceleran el gas de un lado a otro, comprimiéndolo (como en una turbina). Funcionamiento en seco (lubricación en cojinetes). Aire libre de aceite a la salida y flujo continuo de gas. Presiones variables a caudal de flujo fijo. Alto caudal de flujo. Presiones moderadas y bajas. Lubricación de cojinetes y engranajes hidrodinámicas. Requiere aceite de alta calidad para el proceso.

Una vez descritos los tipos de compresores existentes, nos ayudaremos de una tabla o matriz de decisión para determinar cuales son los más adecuados y se pueden ajustar correctamente a nuestro proceso. Una vez elegidos, se realizarán una serie de estimaciones y cálculos mediante la simulación en Aspen de los mismos.

Parámetros para realizar la matriz de decisión:

- Capacidad de caudal a tratar - Presiones alcanzadas con ese caudal alimentado - Continuidad del caudal tratado - Mantenimiento y necesidades de lubricación - Costes operativos



4.2. Modelos de compresión a utilizar

4.2.1. Compresión del tipo isotérmica.

El gas permanece a temperatura constante a través del proceso, lo cual se consigue a través de que la energía interna es extraída del sistema en forma de calor, a la misma vez que se va añadiendo, causado por el trabajo mecánico de compresión.

La compresión o expansión isotérmica se ve favorecida por una gran superficie de intercambio de calor, un volumen pequeño de gas, o un lapso de tiempo largo.

Con dispositivos reales, la compresión isotérmica es complicada de llevar a cabo, ya que se genera una gran cantidad de calor, que habría que eliminar mediante la continua refrigeración del equipo o mediante el uso de un sistema, ciclo compresión, refrigeración.

Es importante tener en cuenta, que el acercamiento a este tipo de compresores supone un ahorro considerable en la operación estudiada en este proyecto.

Se estudiará haciendo uso de la primera y segunda ley de la termodinámica. En este caso el balance energético nos simplifica la expresión, ya que se desprecia los cambios cinéticos y potenciales, así como las pérdidas de carga y queda lo siguiente:

12 hhW −=−

Donde, W: trabajo del compresor h2: entalpía descarga h1: entalpía de entrada Se integra en el siguiente modelo:

∫=2

1

P

P

dPWρ

Donde se tiene en cuenta que el modelo es isotérmico, por lo tanto (T=cte):

cteVPVP == 11 ** y MTRP •

=ρ

Quedando la siguiente expresión de la integral resuelta:



⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

1

2

1

1 lnPPPW

ρ

4.2.2. Compresión del tipo adiabática.

En este caso se considera que el intercambio de calor o las pérdidas causadas por el calor desprendido en el proceso es despreciable (lo cual no se considera real, de nuevo estamos tratando con una situación ideal, como en el caso isotérmico). Se tendrá en cuenta que el flujo seguirá una trayectoria isentrópica y deberemos definir algunos parámetros, como “γ”.

La expresión que determina el trabajo necesario a realizar por el compresor es la siguiente:

Donde; γ: Cp/Cv R: 8,314 J/mol K T1: Temperatura entrada gas P2: Presión descarga compresor P1: Presión entrada compresor M: Peso molecular del gas

Además se puede conocer la temperatura de descarga mediante la siguiente expresión:

γγ 1

1

2

1

2

−

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=PP

TT

Una vez calculado el trabajo, se introduce en la expresión anterior, con lo que se tiene en cuenta el rendimiento de la compresión elegida.

⎥⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢⎢

⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛••

−=−

−

11

1

1

21γγ

γγ

PP

MTRWs



4.2.3. Compresión del tipo isentrópica.

Se asume que la entropía no varía en todo el proceso y permanece constante. Un modelo isentrópico puede servir como un modelo apropiado para los procesos reales, además de permitirnos definir las eficiencias para procesos al comparar el desempeño real de estos dispositivos con el desempeño bajo condiciones idealizadas (isentrópicas). Por ello se realizará una simulación “ideal”, en la cual se considera una compresión adiabática y minimizando las irreversibilidades que puedan producirse o que son inherentes a una compresión de este tipo. Con ello se obtiene el modelo más ideal, hay que tener en cuenta, que sólo nos sirve como modelo guía o aproximado, ya que surge la necesidad de obtener unos resultados lo más cercanos a la realidad. Se trata de un modelo adiabático e irreversible, que se describe mediante la siguiente ecuación:

1,2 hhW ss −=−

Este modelo responde a la siguiente ecuación:

cteVPVP kk == 11 **

Donde, vp CCk /=

Cp: es la capacidad calorífica a presión constante Cv: es la capacidad calorífica a volumen constante

Teniendo en cuenta la ecuación de los gases perfectos, se obtiene esta relación para las temperaturas:

kk

PPTT

1

1

212

−

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

Una vez establecidas las ecuaciones que definen este tipo de comportamiento, se puede llevar a cabo la integración de la ecuación del trabajo definida para una transformación isentrópica, obteniéndose la siguiente expresión:

⎥⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢⎢

⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

=−

−

1)1(

1

1

21kk

PP

kMRkTWs



En este caso hemos de tener en cuenta las pérdidas por compresión, las cuales, se calculan mediante la eficiencia isentrópica:

12

1,2

Re hhhh

hh

TrabajoTrabajo ss

al

oIsentrópics −

−=

∆∆

==η

La potencia del compresor será:

)( ag WmP −= , donde ssa WW η/=−

Pg: Potencia (kW) m: Flujo másico (kg/s)

Figura 17. Diagrama h‐s para compresor adiabático.

Este diagrama es imprescindible para el cálculo de la eficiencia del compresor elegido cuando nos decantemos o hablemos del caso isentrópico. Como se observa hay que diferenciar entre el proceso isentrópico, en el cual, la línea es vertical, no existiendo variación en entalpías y por lo tanto h2,isen=h1 y el caso real en el que la línea es oblicua, existiendo por lo tanto una variación de entalpías, que es precisamente lo que estudia la eficiencia, es decir, nos permite obtener una idea de lo alejado que se encuentra nuestro modelo del caso de compresión real (adiabático para simplificarlo).



4.2.4. Compresión del tipo politrópica.

Este modelo es utilizado principalmente en compresores centrífugos, ya que la eficiencia politrópica sólo depende de la geometría del compresor y no de las propiedades del fluido. Se utilizará un coeficiente politrópico (n), en lugar del coeficiente isentrópico definido en el apartado anterior, cambiando las ecuaciones, que ahora serán de la siguiente forma:

cteVPVP nn =•=• 11

nn

PPTT

1

1

212

−

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

Se define el coeficiente de eficiencia politrópica como:

)1()1(

1/

1 −−

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

−⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

−=

npkn

kk

nn

pη

Las ecuaciones son semejantes a las del apartado anterior, pero cambiando la “k” por la “n”, como se puede observar:

⎥⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢⎢

⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

=−

−

1)1(

1

1

21nn

p PP

nMRkTzW

De nuevo el trabajo real del compresor será:

p

pa

WW

η−

=−

La potencia del compresor será pues:

)( ag WmP −=

Y la eficiencia isentrópica se calcula mediante la expresión:



1

1

1

1

2

1

1

2

−⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

−⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

= −

−

pkk

kk

s

PP

PP

η

η

Figura 18. Diagrama presión de vapor CO2 según la temperatura.

Con este gráfico, el cual aporta datos suficientes sobre el comportamiento del CO2. Obtenemos a las diferentes temperaturas del gas, la presión que ejerce su gas, así como información sobre el punto crítico, que como se detalla claramente, es el siguiente:



- Pc = 78,5 bares - Tc = 30º C

Estos datos son válidos para una corriente pura en el gas sometido a estudio de compresión en este proyecto y son de vital importancia para abordar el tipo de compresión utilizada (métodos y fórmulas básicas ya expuestas en el apartado anterior).

4.3. Elección y justificación del tipo de compresión.

A continuación se detallarán todos los cálculos realizados para la elección del tipo de compresión a realizar.

4.3.1. Compresión isoterma

Teniendo en cuenta de que se trata de una compresión ideal, el gas utilizado se considerará de la misma manera. En esta compresión se supone que el gas mantiene constante su temperatura, lo cual se ha observado en el gráfico de propiedades del CO2, es erróneo, ya que el incremento puede llegar a ser de valores superiores a 100º C. Por ello se utilizará esta simplificación y se estudiará este método aunque sepamos que es el menos real de todos los posibles, obteniendo una referencia o cota a la que acercarnos en nuestro proceso.

Figura 19. Diagrama P‐V en compresión isoterma.



Para ello se sustituye en la primera ecuación:

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

1

2

1

1 lnPPPW

ρ

Tomando: R = 8,314 J/mol K

P2 = Presión de descarga del compresor P1 = Presión de entrada al compresor

Obtenemos como resultado, el siguiente valor:

KgKJW /317,245=

Pot)comp =20761,45 KW

4.3.2. Compresión isentrópica

En este caso se tratará de un proceso ajustado a la realidad, ya que se lleva a cabo mediante el uso de refrigeración con agua a la salida de cada etapa. Además se puede simplificar aislando adecuadamente cada equipo, para poder considerar el compresor adiabático y por lo tanto utilizar las expresiones ya comentadas anteriormente para los cálculos de potencia. Se aplicarán las siguientes ecuaciones:

⎥⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢⎢

⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

=−

−

1)1(

1

1

21kk

PP

kMRkTWs

Tomando: R = 8.31 J/mol K

K = 1,32 donde K = Cp/Cv

M: Peso molecular compuesto gaseoso

P2: Presión de descarga del compresor

P1: Presión de entrada al compresor



T1: Temperatura entrada al compresor

Se obtiene por lo tanto:

KgKJW /7,280−=

Debemos aplicar el coeficiente de eficiencia isentrópico, el cual

viene dado por la siguiente ecuación:

12

1,2

Re hhhh

hh

TrabajoTrabajo ss

al

oIsentrópics −

−=

∆∆

==η

Este parámetro se obtiene entrando en el diagrama entalpía‐

temperatura para el CO2 puro.

Figura 20. Diagrama h‐p para el CO2

Tomando; h2: entalpía del gas a la salida del compresor h1: entalpía del gas a la entrada en el compresor h2,s: entalpía de saturación del gas a la salida del compresor Por lo que se obtiene una eficiencia isentrópica en el proceso del 29,47 %.



Usando la siguiente ecuación, se calcula la verdadera energía utilizada por el compresor para realizar la operación deseada.

)( ag WmP −=

ssa WW η/=−

KgKJWa /875,350=− y por lo tanto: KWPc 88,29694=

Como se puede comprobar tras haber realizado los cálculos oportunos, la potencia necesaria en un proceso real y no ideal como el mostrado anteriormente es muy superior, ya que supone un 9,89% de la potencia generada por la planta (300 MW).

4.3.3. Compresión politrópica Se trata de una compresión que se encuentra a medio camino entre la isoterma y la isentrópica, ya que el proceso y los cálculos son semejantes a los usados en la isentrópica, ya que cuenta con refrigeraciones intermedias entre las distintas etapas, además de procurar considerar un proceso adiabático, sin transferencia de calor al exterior por parte del equipo utilizado. En cuanto a cálculos, sólo debemos cambiar el parámetro “k” por “n”, el cual debe estar definido entre el “n” usado en la compresión isoterma y el valor de “k” utilizado en la isentrópica. También habrá que considerar la aproximación existente del gas a gases reales, mediante el parámetro “z”. Por lo tanto, sin realizar cálculos o estimación alguna, parece ser la solución intermedia y óptima a la hora de llevar a cabo la compresión de nuestro gas. Para comprobar sustituimos en la siguiente expresión:

⎥⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢⎢

⎣

⎡−⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

=−

−

1)1(

1

1

21nn

p PP

nMRkTzW

Donde; z: factor de compresibilidad

R: 8,31 J/mol K



M: peso molecular gas o compuesto ustilizado

K: factor característico compresión isentrópica

N = 1,2 (factor característico compresión politrópica)

P2: presión descarga compresor

P1: presión entrada al compresor

Se obtiene sustituyendo en la expresión anterior:

KgKJWp /36,259=−

De nuevo hemos de aplicar el factor de eficiencia politrópica,

para obtener la potencia real. Para ello disponemos de la

siguiente ecuación:

1

1

1

1

2

1

1

2

−⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

−⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

= −

−

pkk

kk

s

PP

PP

η

η

Por lo que la energía necesaria será:

p

pa

WW

η−

=−

)( ag WmP −=

KgKJWa /2,324=−

KWPc 35,27437=

Lo cual supone un 9,14% de la potencia generada por la planta.

Calculado con un rendimiento politrópico estimado del 80 %.



Una vez estimadas las potencias necesarias por cada tipo de compresión, es

evidente que dentro de las posibles y reales, la más óptima, sería trabajar con

un proceso en el cual se utilice agua de refrigeración entre cada etapa, para

hacerlo lo más adiabático posible, lo cual hemos visto que consume menos

potencia (no se considera significativo respecto del consumo que realizaría una

compresión isentrópica). Además habrá que intentar acercarse lo máximo

posible al proceso isotermo que se ha comprobado que es muy superior en

cuanto a ahorro energético se refiere. Para ello una posibilidad sería conseguir

saltos de temperaturas bajos y por lo tanto cierta estabilidad en la misma,

consiguiendo un proceso óptimo.



5. Bases de modelización y especificaciones del proceso.

Las condiciones de partida para la realización de la modelización, han sido

seleccionadas de acuerdo con las características de una instalación de combustión

para la generación de energía eléctrica que quema carbón nacional tipo antracita,

introduciendo para la comparativa algunos combustibles complementarios. Más en

concreto son las siguientes:

Instalación de combustión: central térmica de carbón de 300 MWe

- PCS: 20.432 kJ/kg. - Coeficiente rendimiento ciclo combustión caldera: 32‐35 % - Rendimiento medio caldera: 33,5 %.

Tipos de carbones: antracita y subbitominoso.

Composición del carbón antracita:

Carbón antracita (componentes) Elemento

52,59% C 1,68% H 2,95% O 0,88% N 1,07% S 8,84% H2O

32,00% Cenizas

Tabla 1. Composición carbón tipo antracita

Temperatura de los gases: 100º C = 373K



Composición del carbón subbitominoso:

Carbón subbitominoso (componentes) Elemento

52,66% C 3,76% H

14,59% O 0,66% N 0,09% S

26,75% H2O 1,49% Cenizas

Tabla 2. Composición carbón tipo subbitominoso

Temperatura de los gases: 100º C = 373K

A continuación se hace necesaria la realización de los correspondientes

balances de materia y energía para especificar las composiciones de los gases

de combustión que llegarán primero a los equipos de eliminación de

contaminantes (SCR, desulfuradora y electrofiltro o filtro de mangas) y

posteriormente los que a la salida de éstos ingresen al proceso de compresión

que se va a simular en el proyecto, correspondientes a las especificaciones de

los carbones anteriormente seleccionados.



Balances de materia.

Teniendo en cuenta que son necesarios 300 MW y tomando el PCS del combustible fósil utilizado, se calcula y serán necesarios 158 Tn/h de carbón, teniendo en cuenta el rendimiento medio de la caldera. Por lo tanto se puede conocer la entrada a la misma que se detalla en la siguiente tabla:

Entrada caldera (Tn/h) 158

Compuesto Tn/h Kmoles/h Carbono 83,0922 6924,35

Hidrógeno 2,6544 1327,2 Oxígeno 4,661 145,65625

Nitrógeno 1,3904 49,65714286 Azufre 1,6906 52,83125 Agua 13,9672 775,9555556

Cenizas 50,56 ---

Tabla 3. Composición carbón tipo antracita de alimentación de la caldera

A continuación se detallan las reacciones que se dan en el interior de la caldera

y su ajuste estequiométrico, utilizadas para poder realizar el balance

correctamente. (1) 22 COOC →+ (2) OHOH 222 2/1 →+ (3) 22 SOOS →+ El resto de elementos no reaccionan, ya que las cenizas que entran salen como inertes, igual ocurre con el agua de entrada, que sale en estado gaseoso, el N2 se trata también como un inerte y el O2 entra en exceso, que será lo que calculemos para conocer qué cantidad es necesaria introducir para quemar por completo el combustible y conseguir unos inquemados despreciables. Por ello la corriente de salida se compone principalmente de lo que se expone en la siguiente tabla:



Salida Caldera

Compuesto Kmoles/h Tn/h

Carbono (inquemados) 0 0 Hidrógeno 0 0 Oxígeno 4481,05 143393,6

Nitrógeno 497,76 13937,28 Azufre 52,83 3,38112 Agua 2103,15 37,8567

Cenizas --- 50,56 CO2 6924,35 304,6714

Tabla 4. Composición carbón tipo antracita de salida de la caldera

Se describe con mayor detalle el cálculo del aire necesario a introducir en la caldera. Primero hemos de conocer el O2 estequiométrico para conseguir que se den las reacciones anteriormente descritas. O2)esteq= O2)CO2 + O2)SO2 + O2)H2O = 3462,175 + 52,83 + 663,6 = 4178,605 Kmoles/h. A ello hay que restarle el O2 que acompañaba al combustible en la entrada y aplicarle el 90 % de pureza requerido para este tipo de proceso, obteniéndose: O2)introducir = 4481,061 Kmoles/h, que son 143.393,95 Kg/h Por lo tanto aplicando la relación N2/O2 = 10/90 (aire enriquecido especificado al principio del apartado), se obtiene el N2 que se introduce y el aire total necesario. Sería entonces un caudal de aire de entrada de 4978,81673 kmoles/h de aire. Para conseguir el caudal de gas CO2 especificado y lo más puro posible, se llevan a cabo una serie de procedimientos de limpieza del mismo, de los cuales se detallarán a continuación los más destacados.

Lavado de gases en oxi-combustión parcial. Se ha establecido en el apartado de balance de materia, que nuestro gas de entrada al proceso estudiado no es puro. Es muy importante determinar exactamente la composición de entrada, ya que de ello depende la eficacia y la metodología a utilizar en la compresión, puesto que es posible que haya que añadir absorbedores, purgas y otros tipos de separación de componentes para alcanzar nuestro objetivo y conseguir la máxima optimización del proceso de compresión.



Observamos que según el real decreto 430/2004 para grandes instalaciones de combustión, se obtienen unos parámetros de obligado cumplimiento si se emitiese los gases derivados del proceso de oxi-combustión a la atmósfera. Aunque no es nuestro caso, puesto que los gases producidos se envían al proceso de combustión, por ello habrá que utilizar un tratamiento de los mismos antes de la operación deseada (con ello se optimiza el proceso, se consigue un ahorro económico en la compresión y además se evitan posibles problemas de corrosión en los equipos utilizados). A continuación se detallan los valores máximos de cada parámetro en el RD 430/2004, vigente hasta enero de 2011. Nos referimos al Anexo III, para obtener el valor de SO2 (en mg/Nm3).

Figura 21. Límites legales emisiones SO2

Interpolamos y se obtiene que para una producción de 300 MW, se permite una emisión de aproximadamente 1200 mg/Nm3. Si nos referimos al Anexo VI, obtendremos el valor máximo de emisión de NOx.



Figura 22. Límites legales emisiones en centrales térmicas de diferentes potencias

Entrando en la tabla en combustible sólido y en el intervalo comprendido entre 50-500MW, se observa que el valor es de 300 mg/Nm3. En último lugar, nos referimos al Anexo VII de este decreto para cuantificar el límite de emisión de partículas a la atmósfera.

Figura 23. Límites legales emisiones partículas



Entramos de nuevo en combustible sólido y se elige el intervalo menor de 500 MW y observamos que nuestro límite rondará los 100 mg/Nm3. Por lo tanto resumiendo lo anteriormente expuesto:

RD 430/2004 SO2 (mg/Nm3) NOx (mg/Nm3) Partículas (mg/Nm3)

Anexos III VI VII

Valores límites 1200 600 100

Tabla 5. Límites legales emisiones grandes instalaciones de combustión

A continuación se detallará la nueva normativa que entrará en vigor, a partir de 2016, la cual se tomará como referencia para optimizar nuestro proceso. Los valores que se exponen son el objetivo a alcanzar en nuestra operación, para ello se recurrirá como ya se ha comentado anteriormente y como se mostrará mediante Aspen Plus, a purgas, absorbedores y reacciones secundarias para transformar el NOx, SO2, cenizas y resto de partículas presentes en el gas de salida de la caldera de oxi-combustión parcial resuelta mediante balances de materia. La nueva normativa comentada es la Directiva 2010/75 UE, en la cual nos referiremos al anexo V principalmente, ya que en este es donde se obtienen los valores límites de emisión para instalaciones de combustión. Se comienza de nuevo buscando los valores límites para el SO2 (en mg/Nm3).

Figura 24. Límites legales emisiones SO2

Se entra en la siguiente tabla donde se expone “hulla y lignitos y demás combustibles sólidos” y entrando a su vez en el intervalo 100-300 MW, para la cual se obtiene un valor de 250 mg/Nm3. A continuación se busca en el mismo Anexo, pero esta vez para obtener el límite de emisión del NOx.



Figura 25. Límites legales emisiones NOx

Como se puede comprobar, de nuevo entrando en la columna “hulla y lignito y demás combustibles sólidos” y en la fila que comprende el intervalo de potencia 100-300 MW, se obtiene un valor final de 200 mg/Nm3 para nuestro proceso. Por último, se comprueba el valor de las partículas en el gas de salida (también en el mismo Anexo).

Figura 26. Límites legales emisiones de partículas a la atmósfera

Se entra en la misma columna y fila que en los anteriores apartados y en esta ocasión obtenemos un valor de 25 mg/Nm3. Resumiendo los valores límites a alcanzar al final del proceso de compresión, se obtiene la siguiente tabla:

Directiva 2010/75 UE SO2 (mg/Nm3) NOx (mg/Nm3)

Partículas (mg/Nm3)

Anexos V V V Valores límites 250 200 25

Tabla 6. Límites legales emisiones en grandes instalaciones de combustión



En este apartado se expondrá la serie de simulaciones realizadas en el software utilizado para realizar una aproximación más real del proceso que se estudia en este proyecto. Además se expondrán todos los cálculos realizados para el modelo final y obtenido en Aspen Plus, así como las justificaciones de las elecciones tomadas para conseguir el modelo optimizado de compresión y depuración de gases para una oxicombustión parcial. Todo esto deberá estar en concordancia con nuestro objetivo final, que no es otro que el minimizar los costes de transporte del CO2 a la distancia necesaria según el requerimiento deseado.

Parte 1ª. Composición de gas de entrada a ciclo de compresión Antes de comenzar con el modelado del ciclo de compresión, se debe conocer la composición del gas a tratar, que como ya se ha comentado en el apartado anterior, se ajustará por una serie de tratamientos de lavado de gases existentes actualmente en el mercado. Por lo tanto nos centraremos a partir de ahora con el máximo detalle y la mayor claridad posible en la depuración de los gases efluentes del ciclo térmico, así como del ciclo de compresión y su optimización, siempre buscando un acuerdo entre este parámetro y un balance económico lógico. Para esto, debemos calcular los gases de salida en nuestra caldera, ya que los límites de emisión expuestos se encuentran definidos en Nm3 de gas emitido o tratado en nuestro caso. Teniendo en cuenta que las condiciones de entrada son: T = 25º C = 298 K P = 1 bar Por lo tanto según la ecuación de los gases ideales, obtenemos la siguiente relación (se considera gas ideal como aproximación, aunque realmente no lo sea):

34,221 NmKmol =

Gases Salida Caldera Compuesto Kmoles/h Tn/h

Carbono (inquemados) 0 0 Hidrógeno 0 0 Oxígeno 302,45 9,68

Nitrógeno (N2) 497,76 13,94 Azufre (SO2) 52,83 3,38112

Agua 2103,15 37,8567 Cenizas --- 50,56

CO2 6924,35 304,6714

Tabla 7. Balance de materia en la salida de la caldera



Aplicando la relación a cada uno de los gases de salida salen un total de 9880,54 Kmoles/h. Por lo tanto: 221324,13 Nm3/h Realizando los cálculos pertinentes se obtiene la concentración de entrada del gas en el ciclo de compresión, así como los valores límites que debemos cumplir al salir de nuestro proceso. Todo esto quedará expuesto en la siguiente tabla:

Composición máxima entrada gases (Kmol/h)

SO2 4,15

NOx 2,9

Partículas 22,13 (Kg/h)

Tabla 8 y 9. Límites legales emisiones entrada ciclo depuración y salida del mismo

Una vez establecido los valores límites para nuestro proceso de combustión, pasamos al punto en el que debemos minimizar los efectos de estos gases lo antes posible, para evitar un tratamiento de los mismo durante todo el proceso, lo cual encarece el ciclo estudiado. Parte 2ª. Simulaciones y optimización del proceso de compresión del CO2. A continuación se llevarán a cabo una serie de simulaciones en Aspen Plus, tal y como ya se comentó al definir el proyecto. Para ello se realizarán diversas pruebas con este simulador, buscando siempre la optimización y la reducción del consumo energético en el proceso, así como la minimización de los costes operativos y de mantenimiento. Para ello, lo primero que debemos tener en cuenta, es que poseemos una serie de gases de concentración importante en la entrada a nuestro ciclo. Es muy importante que llevemos a cabo una reducción de los mismos, ya que si realizamos el ciclo sin haberlos reducido, nuestros costes operativos serán mayores. Puesto que tratamos un caudal más elevado del necesario (recordar que lo principal es comprimir el CO2).

Composición máxima salida gases (Kmol/h)

SO2 0,86

NOx 0,96

Partículas 5,53 (Kg/h)



Además debemos ser cuidadosos, ya que poseemos gases corrosivos en condiciones de temperatura y presiones elevadas (las cuales se verán favorecidas en nuestro proceso, ya que está caracterizado por dar lugar a elevadas temperaturas y presiones al salir de cada etapa de compresión). También poseemos agua, la cual posee una gran facilidad a la hora de condensar en los compresores, reduciendo su vida considerablemente y dando lugar a un incremento exponencial de los costes de mantenimiento (esta condensación se produce a las refrigeraciones intermedias que pueden existir a lo largo de todo el proceso). Por ello enumeramos las situaciones que se pueden considerar críticas para nuestra operación con el fin de ir subsanándolos de la mejor manera posible durante la simulación del ciclo de compresión.

Concentración de SO2 considerable (no se trata de trazas en la corriente), da lugar a corrosión en equipos a elevadas temperaturas y presiones.

Concentración de NOx considerable (no se trata de trazas en la corriente).

Elevada concentración de H2O (estado gaseoso), problemática en condiciones de condensación.

Existencia de gran caudal de partículas en el gas de entrada, compuesto principalmente de Hg, muy corrosivo en condiciones severas de presión y temperatura.

Una vez descritos los puntos críticos de nuestra instalación, realizamos el esquema o modelo básico y las simulaciones en función de estos puntos, evitando sus efectos.



6. Esquemas de proceso y descripción.

Una vez calculadas las diferentes composiciones de los gases que se introducirán en el sistema de compresión-depuración se va a hacer una evaluación del proceso seleccionando una serie de esquemas básico que permitan posteriormente ensayar alternativas de mejora para la optimización. Se detallará a continuación el esquema básico de la instalación a diseñar. Para comenzar se lleva a cabo una primera etapa de compresión, en la cual, se estima la potencia utilizada y si esta es demasiado elevada. También se determinará si la temperatura alcanzada no es demasiado elevada y si es posible o necesario en este caso, refrigeraciones intermedias. Para ello se comienza con una compresión de 1 a 10 bar. La primera etapa de simulaciones realizadas hasta completar el proceso se harán con el modelo de compresión isentrópico. A continuación se muestra una captura de la pantalla de Aspen Plus, con el esquema que estamos simulando de nuestro ciclo.

Figura 27: Captura de imagen de la primera etapa de compresión Prueba 1. Compresor Isentrópico de 1 a 10 bares. Datos entrada: P = 1 bar T = 273 K Q = 6924,35 Kmoles/h CO2 Método termodinámico Peng- Robinson Eficiencia mecánica = 0,35 Eficiencia isentrópica = 0,29.



Figura 28. Balance de materia 1ª compresión

Figura 29. Corriente salida 1ª compresión

Se observa un aumento de la temperatura muy elevado (516º C) a la salida, se tendrá que solucionar con el uso de un intercambiador entre cada etapa, de manera que se llega a llevar a cabo una compresión isotérmica, que como ya se comentó sería la ideal, siempre y cuando consigamos entrar en la siguiente etapa de compresión en valores semejantes de temperatura, como con los que se entró en el anterior ciclo. Prueba 1.a. Compresor isentrópico de 1 a 10 bares (sólo cambia la eficiencia isentrópica, será de 0,75).

Figura 30. Balance de materia 2ª compresión

Figura 31. Consumo de la 2ª compresión

Se detecta con el aumento de la eficiencia isentrópica, una reducción de la temperatura de salida hasta los 222º C, por lo que será fundamental, escoger compresores en el mercado capaces de alcanzar estos valores mostrados.

Heat and Material Balance Table

Stream ID 2

Temperature C 515,9

Pressure bar 10,000

Vapor Frac 1,000

Mass Flow tonne/hr 304,739

Volume Flow cum/hr 45482,220

Enthalpy Gcal/hr -614,107

Density kg/cum 6,700

Mole Flow MMscmh

CARBO-01 0,155

*** VAPOR PHASE ***

Mole Flow MMscmh 0,155


Compressibility 1,001

HeatCapRatio 1,198

Heat and Material Balance T able

Stream ID 2

Temperature C 222,4

Pressure bar 10,000

Vapor Frac 1,000





Mole Flow MMscmh

CARBO-01 0,155

*** VAPOR PHASE ***




HeatCapRatio 1,243



Prueba 2. Compresor Isentrópico de 1 a 50 bares. Datos entrada: P = 1 bar T = 273 K Q = 6924,35 Kmoles/h CO2 Método termodinámico Peng- Robinson Eficiencia mecánica = 0,35 Eficiencia isentrópica = 0,75

Figura 32. Balance de materia 3ª compresión Figura 33. Consumo de la 3ª compresión

Valores excesivos de temperatura y gasto de potencia excesivo. Hay que calcular con mayor número de ciclos, utilizando una refrigeración intermedia y aumentando la presión en serie. Por lo que se decide realizar pruebas con refrigeraciones intermedias (varias etapas, se comienza a probar por 3 etapas y se continua analizando los resultados hasta las que sean necesarias). Prueba 3. Dos ciclos de compresión con una refrigeración intermedia.


Stream ID 2

Temperature C 421,9

Pressure bar 50,000

Vapor Frac 1,000





Mole Flow MMscmh

CARBO-01 0,155

*** VAPOR PHASE ***




HeatCapRatio 1,227



1

2

B1

B2

3

B3

4

Figura 34. Esquema primeros dos ciclos de compresión Datos entrada 1ª etapa compresión: P = 1 bar T = 273 K Q = 6924,35 Kmoles/h CO2 Método termodinámico Peng- Robinson Eficiencia mecánica = 0,35 Eficiencia isentrópica = 0,75 Datos entrada 2ª etapa compresión: P = 10 bares T = 298 K

Q se mantiene cte en el proceso, al igual que las eficiencias.


St ream ID 3

Temperature C 15.0

Pressure bar 10.000

Vapor Frac 1.000

Mass Flow tonne/hr 304.739

Volume Flow cum/hr 15548.311

Enthalpy Gcal/hr -652.182

Density kg/cum 19.600

Mole Flow MMscmh

CARBO-01 0.155

*** VAP OR PHASE ***

Mole Flow MMscmh 0.155


Compressibility 0.937

HeatCapRat io 1.373


Stream ID 4

Temperature C 78,6

Pressure bar 20,000

Vapor Frac 1,000





Mole Flow MMscmh

CARBO-01 0,155

*** VAP OR PHASE ***




HeatCapRatio 1,354

Figura 35 y 36. Balance de materia 2ª compresión



Figura 37. Consumo energético 2ª compresión

Se observa una gran mejoría, en cuanto a temperatura de salida y potencia utilizada en cada ciclo. Por lo tanto, se llega a usar cinco ciclos de compresión con sus respectivas refrigeraciones intermedias, llegando a la compresión máxima de 75 bares, ya que nos acercamos al punto crítico y comienza el cambio a estado líquido de nuestro gas. En este punto se refrigera lo suficiente para pasarlo a estado gaseoso, consiguiendo que la última etapa venga caracterizada por el trabajo de una bomba, cuyos costes son menores.


Stream ID 6

Temperature C 73.8

Pressure bar 40.000

Vapor Frac 1.000





Mole Flow MMscmh

CARBO-01 0.155

*** VAPOR PHASE ***




HeatCapRatio 1.497


Stream ID 5

Temperature C 10.0

Pressure bar 20.000

Vapor Frac 1.000





Mole Flow MMscmh

CARBO-01 0.155

*** VAPOR PHASE ***




HeatCapRatio 1.511





4º Ciclo compresión: de 40 a 65 bares.


Stream ID 10

Temperature C 53.5

Pressure bar 65.000

Vapor Frac 1.000





Mole Flow MMscmh

CARBO-01 0.155

*** VAPOR PHASE ***




HeatCapRatio 2.101


Stream ID 9

Temperature C 10.0

Pressure bar 40.000

Vapor Frac 1.000





Mole Flow MMscmh

CARBO-01 0.155

*** VAPOR PHASE ***




HeatCapRatio 2.213





5º Ciclo compresión: de 65 a 78 bares (cercano al punto crítico: 78,5 bares).


Stream ID 12

Temperature C 6.5

Pressure bar 78.000

Vapor Frac 0.000





Mole Flow MMscmh

CARBO-01 0.155

*** VAPOR PHASE ***

Mole Flow

Volume Flow

Compressibility

HeatCapRatio


Stream ID 11

Temperature C 5.0

Pressure bar 65.000

Vapor Frac 0.000





Mole Flow MMscmh

CARBO-01 0.155

*** VAPOR PHASE ***

Mole Flow

Volume Flow

Compressibility

HeatCapRatio





Esquema alcanzado mediante la compresión isentrópica en Aspen Plus.

1

2

B1

B2

3

B3

4B7 5

B8

6

B9

9

B10

10B11

11

B12

12

Figura 47. Esquema o captura del ciclo de compresión obtenido inicialmente

Potencia necesaria para las compresiones = 10478,86 KW = 10,478 MW Supone un 3,49 % de la potencia generada por la planta. Potencia perdida en el proceso = 19461,89 KW = 19,46 MW Supone un 6,48% de la potencia generada por la planta. En total, entre lo consumido en la compresión y las pérdidas de calor que se da en cada ciclo, se obtiene: 29940,75 KW = 29,94 MW. Supone en total un 9,98% de la potencia generada por la planta, para llevar a cabo este proceso.



Tras lo experimentado y simulado anteriormente se ha llegado a las siguientes conclusiones:

Posibilidad de simular en Aspen Plus modelos isentrópicos y politrópicos de forma directa.

Se puede simular el modelo isotérmico que sería el ideal, mediante una serie de refrigeraciones intermedias, ya que sin ellas es posible que la temperatura y consumo se dispare, siendo más viable este proceso (se tendrá en cuenta en el apartado de modelización y en el análisis de sensibilidad).

El método termodinámico que mejor se ajusta a estos tipos de compresiones es el PENG‐ROBISON, aunque según bibliografía y varios foros técnicos especializados en el tema abordado existen varios, tales como; el NTRL que podría satisfacer las necesidades y llevar a cabo una correcta simulación de lo expuesto.

Es contundente el uso de un compresor de la mayor eficiencia isentrópica o politrópica según se vaya a modelar, para optimizar el proceso. Esto dependerá directamente de los compresores existentes en el mercado.

Todo lo expuesto anteriormente, es sin considerar como ya se ha comentado en la primera parte de este apartado que el gas es puro, lo cual es incierto. Por lo tanto sobre esta base ya establecida se cambiará y se realizarán a continuación varias simulaciones, hasta conseguir optimizar el proceso y reducir las concentraciones de los distintos gases de salida, para conseguir comprimir el CO2 prácticamente puro (depuración del efluente gaseoso). Antes de realizar estas simulaciones, habrá que definir una serie de equipos básicos para la depuración del efluente gaseoso objeto de la misma. Se parte de la base, una vez que se tiene una idea del ciclo de compresión y como se podría ajustar, de qué sería necesario para acondicionar este efluente gaseoso de manera que el ciclo opere de forma óptima. Para ello, hay que referirse a varios puntos críticos que se detallaron en apartados anteriores de este proyecto.

1.1. El primero de ellos se basa en la reducción del SO2 proveniente de la corriente gaseosa.

La manera más rápida de eliminarlo es mediante una obtención de sulfúrico a partir del reactivo mencionado. Para ello se implementará una oxidación del SO2 a SO3 mediante un reactor catalítico a priori y a continuación se llevará a cabo una absorción química en una torre de absorción, consiguiendo una



corriente líquida de sulfúrico y una corriente gaseosa libre o al menos por debajo de los límites legales de emisiones de SO2.

1.2. El segundo paso se basa en la reducción del NOx proveniente de la corriente gaseosa.

De nuevo se recurre a su depuración mediante una oxidación del NO a NO2 para después introducirlo en una torre de absorción con reacción química, obteniendo una corriente líquida de nítrico diluido y una corriente gaseosa limpia o al menos por deba lo de los límites legales de emisiones.

1.3. El resto del proceso consistirá en una serie de ajustes de las corrientes entrantes y salientes (separaciones, condensaciones…) de cada equipo principal (reactores, absorbedores…), mediante los cuales se consiguen las condiciones de operación adecuadas para cada proceso.

Según patente de AIRPRODAX es necesario ajustar la corriente de entrada, antes de comenzar la primera absorción y para ello recomiendan una primera compresión inicial. Esto se tendrá en cuenta, ya que según las tablas termodinámicas y de características de cada elemento, un aumento en la presión, permite menores temperaturas y facilidad de operación en los distintos equipos de la planta diseñada. Por ello se realizarán algunas pruebas con el tipo de reactor, y las torres de absorción, con el fin de obtener el modelo óptimo. Tras consultar en bibliografía mencionada (AIRPRODAX y distintos foros de ingeniería especializados), el diseño más lógico es utilizar distintas torres, en la que en cada una se den las condiciones requeridas para cada proceso, llegando a un esquema de diseño tal y como el mostrado en la figura 48, debido a que la primera absorción requiere oleum a la entrada, mientras que en la segunda es innecesario, Mencionar que en el mismo, no se encuentra implementado el ciclo de compresión ya comentado aún.

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1516

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B1

B2

B3

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B8

B4

B10

B11

B12

B13

B15

B14

B16



Figura 48. Esquema general instalación de depuración.

Una vez que se diseña e implementa los puntos críticos de la instalación, se finaliza el esquema con la implantación del sistema de compresión final, que como se puede comprobar, no será como exactamente el mencionado al principio del apartado. Esto se debe a que ha sido necesario realizar una pre‐compresión al principio de la planta, obteniendo ya una compresión inicial muy importante para el resto del proceso, la cual teóricamente reduce el número de compresiones previstas en el ciclo final, tal y como se detalla en patentes y esquemas mostrados en CIUDEN. Se llevarán a cabo tres ciclos de compresiones con sus refrigeraciones intermedias, manteniendo así, en gran parte su similitud con un ciclo isotérmico, que como ya es sabido, es prácticamente imposible conseguir en la realidad si no es de esta forma o metodología expuesta. Finalmente, se añaden dos bombas en serie, sistema que aporta un aumento de presión hasta los valores necesarios para bombear el fluido supercrítico creado tras el ciclo de compresores. Para conseguir este fluido es necesario un enfriamiento mediante un intercambiador, favoreciendo el cambio de estados del producto especificado. Por lo que a continuación se muestra el esquema inicial, antes de realizar el modelo o diseño y ajuste mediante Aspen Plus.

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11B1

B2

B3B7

B8

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B5B6

B9

B17

B18 B19

B20

B21B22

B23

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B25

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B27B28

B29

B30

39

Figura 49. Esquema inicial propuesto con sistema de depuración y ciclo de compresión

Se comenzará pues la modelización con los siguientes datos que se muestran a continuación. El método termodinámico elegido será el siguiente: PENG‐Robinson o NTRL según sea necesario en función del que se ajuste adecuadamente al proceso completo o independientemente a cada parte de la simulación.



7. Modelización y resultados

A continuación se detallará el análisis realizado para llevar a cabo la simulación más óptima y adecuada para el objetivo de este proyecto.

En primera instancia, conociendo la composición del gas de salida, es evidente que si se empieza a utilizar un ciclo de compresión, se obtendría un gasto energético inviable desde el punto de vista económico, además de tener una menor operatividad, ya que como se comentó existirían problemas de corrosión y de condensación en el ciclo de compresores, ocasionando daños irreversibles en el sistema.

Por ello se debe someter el gas de salida de la central térmica a un proceso de , absorción y depuración del gas para conseguir minimizar estos inconvenientes, así como conseguir un sistema eficaz y respetuoso con el medioambiente.

Debido a lo expuesto anteriormente, se realizará un análisis de sensibilidad con el fin de optimizar el proceso y obtener una solución adecuada para todas las partes implicadas en este y cualquier proyecto. Las simulaciones se llevarán a cabo en el siguiente software de simulación denominado “Aspen Plus”.

Los casos y puntos imprescindibles a estudiar e incluir entre otros, en el análisis de sensibilidad serán los siguientes:

7.1. Carbón del tipo antracita, con la correspondiente composición de entrada al

sistema de lavado y compresión.

a. Una vez establecido el sistema, se llevará a cabo mediante ciclo de compresión isentrópico y politrópico, para poder establecer unos criterios de comparación en el análisis de sensibilidad respecto del caso 2.

7.2. Carbón del tipo subbitominoso, con la correspondiente composición de

entrada al sistema de lavado y compresión.

b. Una vez establecido el sistema, se llevará a cabo mediante ciclo de compresión isentrópico y politrópico, para poder compararlo en el análisis de sensibilidad con el caso 1.

7.3. Una vez establecidos estos casos y estudiado la viabilidad de cada uno de

ellos, habrá que llevar a cabo una fase de diseño en la última fase del proyecto, en la cual se transportará el CO2 comprimido a unos 150 Km de distancia desde la planta simulada.



En el proceso de modelización se opta por un carbón de menor composición en S y N, dando lugar a menores concentraciones de SO2 y NOx en el ciclo de compresión y depuración, por lo que se detallará el caso del carbón tipo antracita. De esta forma se asegura unas concentraciones relativamente bajas para empezar la modelización.

7.4. Carbón del tipo antracita, con la siguiente composición de entrada al sistema de lavado y compresión.

Carbón antracita (componentes) Elemento 52,59% C1,68% H2,95% O0,88% N1,07% S8,84% H2O 32,00% Cenizas

Tabla 10. Composición del carbón utilizado en la central térmica

Esta composición es la que posee el carbón utilizado en la central térmica, una vez sale del proceso la composición se debe ajustar a los límites legales del Real Decreto 430/2004. Para ello utilizaremos el siguiente ciclo de lavado y finalmente de compresión para cumplir con los límites legales para emisión de gases provenientes de centrales térmicas.

Tabla 11. Composición máxima entrada gases en ciclo depuración Tabla 12. Composición máxima salida gases en ciclo depuración

Para ello se comienza buscando las propiedades críticas de los distintos elementos, se observa que según las propiedades el proceso es más eficaz si en primera instancia se realiza una primera compresión, en este caso, se llevará a cabo mediante dos etapas de compresión, una primera hasta 5 bares y otra segunda hasta los 10 bares, usando dos compresores de menor capacidad cada uno, en vez de un turbocompresor de una sola etapa, ya que su coste y mantenimiento es mayor. Por lo que se considera más económico el uso de dos etapas de menor compresión en equipos de menor coste.

Composición máxima entrada gases (kmol/h)

SO2 4,15

NOx 2,9

Partículas 22,13 (kg/h)

Composición máxima salida gases (kmol/h)

SO2 0,86

NOx 0,96

Partículas 5,53 (kg/h)



Se adjunta simulación en Aspen Plus.

5

2

3

4

B1

B2

B3

B11

Figura 50. Captura de imagen pre‐separación inicial

Figura 51. 1ª Etapa compresión, desde 0‐5 bar

Figura 52. 2ª Etapa compresión, desde 5‐10 bar



Como se puede observar en las tablas adjuntas, la primera etapa nos consume 17,075 MW y la segunda etapa 10,173 MW, lo que supone: 27,248 MW. En cuanto a relación de compresión se sitúa entorno a: 3,2 en la primera etapa y en 1,66 en la segunda etapa.

Figura 53. Consumo en una etapa de compresión.

En este caso en el que sólo se realiza en una sola etapa de compresión, el consumo es algo menor, auque no significativo; 26,348 MW. En cambio la relación de compresión se sitúa alrededor de: 86504,96/17598,59 = 4,91

Si comparamos ambos casos, se llega a la siguiente conclusión, es que se observa una mayor relación de compresión si se lleva a cabo en dos etapas frente a si se realiza en una sola etapa de compresión. En cuanto al consumo es despreciable la diferencia entre ambos métodos. Por lo que la elección se justifica según lo siguiente, para una sola etapa y el flujo del que se dispone es necesario un turbocompresor, mientras que en dos etapas se pueden utilizar compresores de varios tipos y menor coste. Por lo que la opción más óptima y adecuada sería utilizar una compresión en dos etapas, para acondicionar los gases de entrada a nuestro ciclo de lavado y compresión final para el transporte de CO2. Una vez adoptada esta alternativa, se continúa con el ciclo de lavado y depuración de gases.

Lo primero es instalar un electrofiltro o ciclón, ambos procesos poseen altos rendimientos en la depuración de gases en cuanto a sustancias en suspensión en los mismos, tales como cenizas, que es el caso que ocupa en este proyecto. Tendremos que tratar 22,13 kg/h de partículas o cenizas, teniendo en cuenta que el rendimiento de un ciclón se encuentra alrededor de valores del 95% como mínimo, 99% en electrofiltros, si escogemos el ciclón, obtenemos una reducción de las partículas a valores de salida de 1,1065 kg/h y de 0,2213 kg/h si se trata del electrofiltro, cuando según legislación es de obligado



cumplimiento una emisión en valores inferiores a 5,53 kg/h. Por lo tanto se cumple correctamente con este primer requisito en ambos equipos. También se debe tener en cuenta, que los ciclones son principalmente eficaces en la eliminación de partículas de mayor tamaño, por lo que se descarta en este proyecto, al no ser adecuado para la eliminación de cenizas. Por lo tanto, se optará por un electrofiltro, capaz de depurar estas corrientes de gases hasta el 99%.

A continuación, se debe tratar el SO2 y los distintos NOx, para ello se utilizarán procesos de absorción con reacción química, en los cuales se obtendrá dos productos muy utilizados en la industria química, tales como; ácido sulfúrico y ácido nítrico, así como algún producto secundario indeseable, que será separado y eliminado del proceso. Se procederá a continuación a describir el proceso mediante el cual se elimina el SO2 de la corriente gaseosa requerida. Se basa en la oxidación del SO2 a SO3 y llevar a cabo una absorción química del SO3 gaseoso mediante H2O, dando lugar como producto a sulfúrico, que sale como líquido de la torre de absorción siendo eliminado de la corriente gaseosa. Se debe tener en cuenta que se trata de una absorción química en presencia de un catalizador, pentóxido de vanadio. Para ello se requiere unas condiciones de aproximadamente 450º C a presiones atmosféricas, aunque es prioritario tener en cuenta que nuestro proceso comienza a 10 bares, por lo que la temperatura necesaria en el reactor no es tan elevada, completándose la reacción de oxidación a unos 75º C. A continuación se presenta el esquema simulado en Aspen Plus y se detalla mediante resultados en el mismo, lo anteriormente escrito y comentado.



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B7

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Figura 54. Captura de imagen reactor y primera absorción.

Como se puede observar se parte de dos intercambiadores en los que se enfría la corriente de entrada hasta una temperatura de 150º C en la primera etapa de enfriamiento y hasta los 0º C en la segunda (desde los casi 300º C que se alcanzan en los 2 ciclos de compresión explicados en el apartado anterior). El objetivo de este enfriamiento es el de separar el agua existente en el proceso en fase líquida para utilizarla en la columna de absorción. Mencionar que la columna de absorción química, se basa en hacer pasar el gas en contracorriente con agua líquida, produciéndose de esta manera la absorción requerida y dando lugar al producto requerido, que en este proyecto es el sulfúrico, el cual se eliminará, dejando la corriente gaseosa por debajo de los valores permitidos según legislación de SO2. Además esta recirculación de agua del mismo proceso nos evita que llegue al ciclo de compresión final, pudiendo dar lugar a condensaciones de la misma y provocando daños en el mismo, por lo que se consigue evitar y se optimiza el proceso, utilizando un agua que se iba a desechar en el mismo proceso de absorción, para producir el sulfúrico. Se detallan a continuación las reacciones que se dan en este primer lavado o depuración de gases:

1. 322 21 SOOSO ⇒+ , reacción de oxidación en presencia de catalizador

(V2O5) a temperaturas de 450º C y presión atmosférica.



2. 4223 SOHOHSO ⇒+ , reacción de absorción.

Una vez conocida las reacciones y su estequiometría, se puede comenzar la elección del sistema que se encargará de llevar a cabo estos procesos. Primeramente hay que utilizar un reactor catalítico, en el cual se simulará la reacción de oxidación en presencia del pentóxido de vanadio (catalizador). Como se observa en el diagrama presentado anteriormente, se llevan a cabo dos enfriamientos ya comentados y una separación mediante un separador flash, mediante el cual, se obtiene una corriente “16” libre de agua y algo de SO2, que se elimina también debida a las temperaturas hasta las que se deben bajar para eliminar la mayor parte del agua. De esta forma se consigue un flujo de agua líquida hasta la torre de absorción en la que se obtendrá el sulfúrico (evitando así el usar un flujo de agua externo, reutilizando el sobrante o el producido en la caldera de combustión y que acompaña a el gas inicial).

Todo ello se detalla a continuación mediante las siguientes tablas de resultados de las corrientes de entrada y salida del separador flash.


Stream ID 14 15 16

Temperature C 150,0 150,0 150,0

Pressure bar 10,000 10,000 10,000

Vapor Frac 0,314 1,000 0,000

Mole Flow kmol/hr 626,180 196,511 429,668

Mass Flow kg/hr 14078,620 6211,493 7867,126

Volume Flow cum/hr 700,462 691,368 9,094

Enthalpy MMkcal/hr -42,909 -14,491 -28,418

Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 103,560 99,150 4,410

WATER 517,304 92,339 424,966

SULFU-01 1,024 0,780 0,244

OXYGE-01 3,954 3,909 0,045

SULFU-02

SULFU-03

NIT RI-01 0,001 0,001 trace

NIT RO-01

NIT RI-02

NIT RO-02 0,336 0,332 0,004

NIT RO-03

Figura 55. Tabla composición corriente separación y recirculación agua a absorbedor



Como se observa en la tabla adjunta, si se disminuye la temperatura hasta los 0º C debido a las volatilidades relativas de cada componente, se consigue una separación del 98,86% del agua de entrada, la cual sale líquida por la corriente 17, que en el diagrama general se detalla como la entrada de agua en contracorriente para la segunda reacción de absorción (torre de absorción). Se detallan a continuación las volatilidades relativas de cada componente:

Componente Pto. Ebullición (º C)

Condiciones Volatilidad relativa

N2 ‐195,9 P = 1 bar 1

CO2 ‐57 P = 1 bar 0,29

SO2 ‐10,1 P = 1 bar 0,177

NO2 21,2 P = 1 bar 0,47

HNO3 83 P = 1 bar 0,255

H2O 100 P = 1 bar 0,83

H2SO4 337 P = 1 bar 0,29

Tabla 13. Volatilidades relativas de cada elemento.

Como se comprueba, es razonable que en las condiciones de trabajo de este proyecto, si se sitúa el punto de separación alrededor de los 0º C, se tenga arrastre de CO2 y NO2, además del O2. Estos arrastres no influyen de manera importante en el siguiente paso, ya que en la torre de absorción, se dará una reacción química con estos componentes y se considera primordial la optimización del proceso mediante el uso del agua en la entrada de la misma aunque ello conlleve algunos arrastres. El siguiente paso es definir y explicar el reactor de oxidación catalítica.

7.4.1. Reactor de equilibrio (tipo Gibbs)

• Se desarrolla a continuación la composición de entrada en el mismo.




St ream ID 10

T emperature C 250,0

Pressure bar 10,000

Vapor Frac 1,000

Mole Flow kmol/hr 11794,130

Mass Flow kg/hr 457200,660


Enthalpy MMkcal/hr -617,060

Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 6808,507

W AT ER 5,945

SULFU-01 3,016

OXYGE-01 4476,402

SULFU-02

SULFU-03

NITRI-01 2,898

NITRO-01

NITRI-02

NITRO-02 497 ,362

NITRO-03

Figura 56. Composición corriente de entrada al reactor

Para comenzar con la reacción de oxidación es de vital importancia acondicionar la corriente de entrada a las condiciones óptimas para que se produzca la reacción con el mayor rendimiento posible. Como se comentó anteriormente, es una reacción de oxidación en la que es necesaria la presencia de un catalizador denominado pentóxido de vanadio y llevarse a cabo a elevadas temperaturas. En este caso y teniendo en cuenta que nos encontramos a una presión muy superior a la atmosférica (10 bar), la temperatura óptima alcanzada en el reactor de equilibrio para una cinética conocida es de aproximadamente 300º C (se da a esas temperaturas para asegurarnos una reacción en forma gaseosa y productos a su vez en estado únicamente gaseoso, por lo que la corriente de salida, será gaseosa también). Una vez establecidas las condiciones adecuadas para que se produzca la reacción, el segundo punto se basa en justificar el tipo de reactor para llevarla a cabo. En este proyecto se ha optado por el rector de equilibrio tipo Gibbs. Una vez establecida esta cinética aproximada el reactor y el software de simulación, se encarga de interpolar en sus curvas de equilibrio de los elementos definidos dando lugar a los productos requeridos con gran eficiencia.



Siguiendo esta metodología, se influye en la menor medida posible sobre el software de simulación (dejando el mayor número de grados de libertad posible al mismo), obteniendo unos valores cercanos a la realidad del proceso.

Figura 57. Modelos de reactores en Aspen Plus.

La elección queda justificada mediante la figura 57, en la que se obtienen las siguientes conclusiones:

• No se especificará la cinética de las reacciones, ya que de esa forma determinamos la reacción, asumiéndolo Aspen Plus y dando unos productos sin interpolar en la base de datos del propio programa. Descartando el tipo RBATCH (se trata de un reactor discontinuo, lo cual no se adecua a este proyecto), RCSTR y RPLUG (éste último debido a ser el más riguroso de todos los anteriores, no permitiendo dejar ningún grado de libertad al programa).

• Es importante no utilizar una estequiometría que de nuevo condicione a Aspen Plus. Por lo que queda descartado el RSTOIC, sólo sirve como primera aproximación, ajustando con una estequiometría facilitada y una conversión requerida, para cerciorarse que se encontrará en valores de presión y temperatura adecuada o viceversa; utilizando una temperatura de aproximación, se obtienen unos productos con una conversión.

• Queda por lo tanto, el RYIELD, REQUIL y RGIBBS. Entre ellos se descarta en primer lugar el REQUIL, ya que este tipo de reactor es incapaz de obtener los productos requeridos en equilibrio, no llegando a reaccionar las especies adecuadas.



Entre el tipo RYIELD y el RGIBBS, se elige el segundo, debido a que se trata de un reactor de equilibrio químico con múltiples opciones, en las cuales, sólo debemos especificarle la temperatura de operación, si la reacción posee algún tipo de limitación de equilibrio o por reacción. Convirtiéndolo en el reactor con el mayor número de grados de libertad, consiguiendo que Aspen simule e interpole en su base de datos a la presión de entrada y a la temperatura adecuada para que se produzcan las reacciones que serán necesarias para entrar en la torre de absorción. A continuación se detallan las pantallas de configuración del reactor escogido en Aspen Plus.

Figura 58. Pestaña especificaciones reactor.

Como se observa en la imagen anterior, en este tipo de reactor se solicitan unas especificaciones generales, una vez incluidas, se tiene la opción de especificar los productos requeridos y la fase en que deben obtenerse. Además existe una asignación de corrientes, la posibilidad de especificarle la existencia de algún inerte y una última pestaña, no menos importante, en la que se especifica una restricción del equilibrio por reacción o temperatura a una de las reacciones múltiples que se puedan dar (por lo que se le consigue cierta selectividad sobre el resto de reacciones).

7.4.1.1. Especificaciones generales. Se debe completar con la presión y temperatura (10 bares y 300º C). La presión viene determinada desde el primer momento de la simulación, en la cual ya se comentó el motivo de la elección de la misma. El dilema se centra en elegir una temperatura adecuada para nuestro proceso.



Según las condiciones en que se produce la reacción, se debe operar a 450º C y en presencia de un catalizador, denominado pentóxido de vanadio (en condiciones de 1 bar de presión). La elección de la temperatura se comentará al final del apartado, ya que se realiza de forma experimental. En la metodología de cálculo se habilita la opción calcular hasta alcanzar el equilibrio o equilibrio químico, en función del que restrinja la reacción y además se tildará la opción de restringir el equilibrio químico según las reacciones o la temperatura que se alcance, ya que de ello depende que se obtenga los productos requeridos y con un grado de conversión, en función de la temperatura alcanzada, convirtiéndola en un parámetro crítico de operación. Por último se tilda en esta pestaña, la posibilidad de que exista una fase vapor, ya que este reactor opera con fases líquidas por defecto, por lo que se debe incluir esta opción, debido a que esta reacción se produce exclusivamente en fase gaseosa.

7.4.1.2. Productos.

Figura 59. Pestaña productos en el reactor.

Se marcará la primera de las tres opciones, ya que la segunda, implica que se le especifiquen los posibles productos y el estado en que se encuentran, determinando parte del proceso. La tercera opción no se usará debido a que se debe definir las fases y distintos métodos termodinámicos para cada componente y producto, de nuevo eliminando grados de libertad. Además interesa como se ha comentado durante este proyecto, que el software utilizado identifique



todos los posibles productos y en función de la temperatura y presión, calcule la conversión de cada reactivo. Por ello se tilda la primera opción, que como se observa, determina la fase de cada producto basándose en sus propiedades y una vez alcanzado el equilibrio.

7.4.1.3. Inertes.

Figura 60. Pestaña inertes en el reactor.

Es necesario para el proceso, indicar en Aspen Plus el N2 como un inerte, ya que si no se hiciese de esta forma, en las condiciones de temperatura y presión tan agresivas, se pierden los NOx, como N2, lo cual no es lógico.



8. Restricción por equilibrio.

Figura 61. Pestaña de restricción de equilibrio en el reactor.

Se decide restringir una reacción individual en vez de todo el proceso por temperatura, ya que es más real, puesto que la oxidación del SO2 es un proceso catalítico mientras que la oxidación del NOx no necesita un catalizador. Por ello se incluye la restricción a una reacción individual, en función de la conversión necesaria. En este caso es necesario restringir la reacción de oxidación catalítica a SO3, ya que parte de este reactivo se convierte en ácido sulfúrico, el cual es necesario a la hora de entrar en la torre de absorción, ya que no se lleva a cabo sin utilizar oleum (SO3 mezclado con H2SO4).

Una vez determinado el reactor, llevamos a cabo la simulación y obtenemos los siguientes resultados respecto de la corriente de entrada.

Corriente de entrada al reactor: 10 Corriente de salida del reactor: 11




Stream ID 10 11

Temperature C 250,0 300,0

Pressure bar 10,000 10,000

Vapor Frac 1,000 1,000

Mole Flow kmol/hr 11794,130 11790,953

Mass Flow kg/hr 457200,660 457200,660

Volume Flow cum/hr 51300,241 56188,115

Enthalpy MMkcal/hr -617,060 -611,571

Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 6808,507 6808,507

WATER 5,945 5,691

SULFU-01 3,016 < 0,001

OXYGE-01 4476,402 4473,478

SULFU-02 2,764

SULFU-03 0,252

NIT RI-01 2,898 0,069

NIT RO-01 2,827

NIT RI-02 0,003

NIT RO-02 497,362 497,362

NIT RO-03 trace

Figura 62. Tabla de composición de las corrientes del reactor

Conversiones parciales de cada elemento:

Componente Entrada Salida Conversión

parcial CO2 6808,507 6808,507 0,00%

H2O 5,945 5,691 ‐4,27%O2 4476,402 4473,478 ‐0,07%SO2 3,016 0,01 99,67%SO3 0 2,764 91,31%

H2SO4 0 0,252 8,02%NO 2,898 0,069 97,62%NO2 0 2,827 97,52%HNO3 0 0,003 0,07%N2 Inerte

Tabla 14. Balance de materia en el reactor



Se comprueba según los resultados obtenidos, que se obtiene una conversión en la oxidación del SO2 del 99,67%, del cual, el 91,31% se transforma en SO3 y un 8,02% se queda como H2SO4. Esto es vital para el siguiente equipo, ya que para que se produzca la reacción química de absorción, es necesario introducir el SO3 mezclado con ácido sulfúrico concentrado o más comúnmente conocido como oleum.

Se observará que al tratarse de un reactor de equilibrio en el cual se trabaja a altas temperaturas y elevadas presiones, también se produce la oxidación del NO a NO2 e incluso se obtiene una pequeña fracción de ácido nítrico, dándose estas reacciones de oxidación con conversiones muy elevadas, del 97,62% respecto del NO y del 97,52% a NO2 (sólo un 0,07% a HNO3, ya que las condiciones no son favorables para que se produzca esa absorción). Es importante tener en cuenta, que la temperatura a la que se opere es directamente proporcional al grado de conversión del SO2 en SO3 y en ácido sulfúrico, así como de la oxidación en mayor o menor medida del NO a NO2. Por ello es interesante buscar una temperatura de compromiso, en la cual, se produzca algo de sulfúrico para cuando se quiera entrar en la primera torre de absorción y a la vez se consiga una buena conversión del SO2 (se trata de los 300º C, especificados en la primera pestaña para definir el reactor). A continuación y una vez conseguidas las oxidaciones anteriormente comentadas, debemos realizar una absorción química. En la cual se alimenta una torre de absorción mediante el gas por la última etapa y el agua en contracorriente y en estado líquido por la zona de la primera etapa (parte superior de la torre). Para ello se diseña un sistema de enfriamiento, separación, calentamiento y de nuevo separación, llegando a alcanzar una corriente líquida prácticamente pura que alimentará a la torre de absorción en contracorriente. Se define a continuación todo el proceso y los parámetros a definirle al software de simulación.




Como se puede observar en la imagen anterior capturada de la simulación realizada en Aspen Plus, se llevan a cabo dos ciclos de separación, el primero se basa en un enfriamiento hasta los 0º C, previa alimentación a la primera etapa de separación y el segundo paso o etapa, consta de un calentamiento hasta los 150º C, en el cual se consigue la separación definitiva y una corriente prácticamente mayoritaria en H2O. Se muestra a continuación la primera separación y cómo se define en el software de simulación.

• Primera etapa separación, primera absorción. Se lleva a cabo un enfriamiento de la corriente principal hasta los 0º C, de manera que se consigue separar casi el 100 % del agua de entrada, reduciéndolo al mínimo en la alimentación al reactor y pudiendo utilizar el máximo en la torre de absorción, consiguiendo un alto rendimiento o grado de conversión en la misma. A continuación se detallan las corrientes de entrada y un simple balance de materia realizado en el primer equipo de separación.




Stream ID 8 9 13

Temperature C 0,0 0,0 0,0

Pressure bar 10,000 10,000 10,000

Vapor Frac 0,950 1,000 0,000

Mole Flow kmol/hr 12420,310 11794,130 626,180

Mass Flow kg/hr 471279,278 457200,660 14078,620



Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 6912,067 6808,507 103,560

WATER 523,249 5,945 517,304

SULFU-01 4,040 3,016 1,024

OXYGE-01 4480,356 4476,402 3,954

SULFU-02

SULFU-03

NIT RI-01 2,900 2,898 0,001

NIT RO-01

NIT RI-02

NIT RO-02 497,698 497,362 0,336

NIT RO-03

Figura 64. Corrientes de entrada y salida del primer separador antes del absorbedor

Balance Materia en separador

Componente Entrada Vapor Líquido % molar CV % molar CL

CO2 6912,067 6808,507 103,56 57,73% 16,54%

H2O 523,249 5,945 517,304 0,05% 82,61%O2 4480,356 4476,402 3,954 37,95% 0,63%SO 4,04 3,016 1,024 0,03% 0,16%SO2 0 0 0 0,00% 0,00%SO3 0 0 0 0,00% 0,00%

H2SO4 0 0 0 0,00% 0,00%NO 2,9 2,898 0,001 0,02% 0,00%NO2 0 0 0 0,00% 0,00%HNO3 0 0 0 0,00% 0,00%N2 497,698 497,362 0,336 4,22% 0,05%

Global 12420,31 11794,13 626,179 ‐‐‐ ‐‐‐Tabla 15. Balance de materia en el primer previo al absorbedor

Se obtiene por lo tanto una corriente líquida con un contenido en SO elevado, por lo que se utiliza otra segunda separación para adecuar esta corriente y conseguir entrar en la torre de absorción química con una corriente prácticamente pura en H2O.



• Segunda etapa separación, primera absorción. En este caso se utiliza una segunda operación, en la cual, se caliente mediante un intercambiador previo, la corriente hasta los 150º C, consiguiendo una gran separación del SO sin perder demasiado CO2 y agua, que es primordial para el siguiente proceso. De nuevo hay que establecer una solución de compromiso, para ello se manipula la temperatura de entrada a la segunda separación, en función de lo más óptimo para nuestro proceso. A continuación se detallan las corrientes de entrada y un simple balance de materia realizado en el primer equipo de separación.


Stream ID 14 15 16

Temperature C 150,0 150,0 150,0

Pressure bar 10,000 10,000 10,000

Vapor Frac 0,314 1,000 0,000

Mole Flow kmol/hr 626,180 196,511 429,668

Mass Flow kg/hr 14078,620 6211,493 7867,126



Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 103,560 99,150 4,410

WATER 517,304 92,339 424,966

SULFU-01 1,024 0,780 0,244

OXYGE-01 3,954 3,909 0,045

SULFU-02

SULFU-03

NITRI-01 0,001 0,001 trace

NITRO-01

NITRI-02

NITRO-02 0,336 0,332 0,004

NITRO-03

Figura 65. Composición corrientes en el primer absorbedor



Balance de materia separador


CO2 103,56 99,15 4,41 50,46% 1,03%

H2O 517,304 92,339 424,966 46,99% 98,91%O2 3,954 3,909 0,045 1,99% 0,01%SO 1,024 0,78 0,244 0,40% 0,06%SO2 0 0 0 0,00% 0,00%SO3 0 0 0 0,00% 0,00%

H2SO4 0 0 0 0,00% 0,00%NO 0,001 0,001 0 0,00% 0,00%NO2 0 0 0 0,00% 0,00%HNO3 0 0 0 0,00% 0,00%N2 0,336 0,332 0,004 0,17% 0,00%

Global 626,179 196,511 429,669 ‐‐‐ ‐‐‐Tabla 16. Balance de materia realizados en el primer absorbedor

Se observa en la tabla anterior lo siguiente, calentando hasta los 150º C se obtiene un flujo o corriente líquida mayoritaria en agua (98,91%) con trazas de oxígeno y de SO, también entra parte del CO2 separado en la etapa anterior. Es importante resaltar que se pierde en esta separación los siguientes compuestos:

- CO2: 99,15 Kmoles/h, supone un - H2O: 92,34 Kmoles/h, supone un - O2: 3,91 Kmoles/h, supone el - SO: 0,78 Kmoles/h, supone el - NO: 0,001 Kmol/h, supone el - N2: 0,332 Kmoles/h, lo cual significa un

Esto se puede evitar si se recircula esta corriente a cabecera o aguas arriba del reactor (en la entrada al mismo), optimizando el proceso y alcanzando una mayor conversión en la reacción de oxidación del SO.

A continuación se llega a la etapa de absorción química, para obtener como productos, ácido sulfúrico y ácido nítrico.

7.4.2. Torre de absorción con reacción química

El primer paso es elegir el tipo de torre de absorción y especificarle a Aspen Plus todos los parámetros necesarios para que pueda realizar una simulación adecuada y lo más real posible.



En el apartado de “colums”, se utiliza el tipo RadFrac, ya que permite especificarle el número de etapas y especificarle en cual entra cada corriente. Para llevar a cabo la reacción requerida en el software de simulación, será necesario el uso de una torre de destilación “Radfrac” adaptada a absorbedor, ya que es la única que se asemeja a la simulación de una absorción química hasta llegar al equilibrio.

12

17

18 19B4

B15

B29

Figura 66. Imagen capturada del primer absorbedor en Aspen Plus.

A continuación se describe las distintas pestañas a rellenar y especificar en este tipo de columnas de absorción.

7.4.2.1. Configuración de la torre.



Figura 67. Pestaña de configuración del primer absorbedor.

Como se observa en la imagen anterior, lo primero es indicar el tipo de configuración de la torre en Aspen Plus. Se debe anular tanto el condensador como el hervidor de la misma, de modo que la torre actúe como un absorbedor que operará en las condiciones de operación y temperatura que le especifiquemos, las cuales en nuestro caso, serán; presión de 10 bar y temperatura de salida del reactor, que serán unos 75º C aproximadamente. Además se definen un número de etapas para el absorbedor, por lo que se comienza por una estimación de 10 etapas y en función del tiempo que tarde en alcanzar el equilibrio y converger, se ajustarán estas etapas o se ampliarán, según sea necesario para la optimización del proceso. El siguiente punto será definir las corrientes de entrada y salida del mismo, así como en que etapa sería más conveniente que entrasen los reactivos o saliesen los productos o subproductos.



7.4.2.2. Corrientes.

Figura 68. Pestaña de especificación de corrientes en el absorbedor.

Como se puede observar, se ajustan las corrientes de entrada y salida en función de la fase en que se encuentre, la alimentación debe entrar en la última etapa o plato (10), en fase gas, de modo que ascienda a través de la torre, llegando a alcanzar un tiempo de residencia adecuado y correcto para que se produzcan las reacciones requeridas. La siguiente corriente a definir será la de entrada en estado líquido, ya que se trata de una absorción química en contracorriente. Esta, caerá por gravedad desde el primer plato (1) o etapa, consiguiendo producir la absorción en la torre. Es importante haber definido el origen de esta alimentación, ya que parte de un proceso de separación aguas arriba del reactor catalítico (ya descrita en el apartado anterior).



7.4.2.3. Presión.

Figura 69. Pestaña de especificación de parámetros en el absorbedor.

En esta pestaña se debe especificar la presión a la que se requiere que opere la torre, en este caso se continua manteniendo la presión que se especificó mediante doble ciclo de compresión, al principio del proyecto, es decir, 10 bar. A continuación se debe especificar las reacciones que se darán en este tipo de absorción química, ya que si no se lleva a cabo este paso fundamental, Aspen Plus es incapaz de identificar la existencia de las reacciones de absorción para obtener sulfúrico o nítrico. Por ello se recurre a la siguiente herramienta. Se busca “Reactions” en el explorador de Aspen y en el mismo se debe elegir entre “chemistry and reactions”, tal y como se demuestra en las siguientes imágenes.




Si se especifica a Aspen la opción chemistry, se debe especificar la reacción que quiere simular para que Aspen la identifique, después sólo hay que señalarla en cada absorbedor y el propio programa simulará usando esas reacciones. Es importante saber el tipo de reacción, los parámetros cinéticos, constantes de equilibrio, etc., que puedan caracterizar estas reacciones. En este proyecto se aportará esos datos, pero no se utilizarán, debido a que es preferible permitir el mayor número de grados de libertad, para así conseguir que el mismo simule en función del equilibrio, obteniendo una grado de conversión en cada elemento, pudiendo así optimizar el proceso mediante distintos ajustes de temperatura o presiones (en este proyecto, se considera una presión fija durante el proceso de lavado y separación de gases, por lo que sólo se podrá realizar el análisis de sensibilidad mediante el ajuste en cuanto a temperatura del proceso se refiere). A continuación se detalla las reacciones definidas en la torre:



Figura 71. Imagen capturada del tipo de reacción a especificar.

Para ello se elige entre tres tipos de reacciones, en el caso estudiado, es del tipo equilibrio, ya que se lleva a cabo la absorción química una vez ha llegado al equilibrio. Además hay que tener en cuenta que no se trata de una disociación, ni de una reacción con especies salinas, por lo que se ajusta a una reacción química en equilibrio. Es importante mencionar que le podemos especificar más de una reacción química para que se lleve a cabo en la torre. En este caso, podríamos haber seleccionado las reacciones que dan lugar al nítrico, lo cual hubiese complicado el llegar al equilibrio y se ha preferido en este proyecto, estudiar mediante otra torre distinta, con un ajuste de temperatura y composición diferentes. Igualmente se considerará a la hora de realizar el análisis de sensibilidad, en el cual se descartará por las dispares condiciones en que suceden ambas reacciones o se dan ambos productos, ya que el sulfúrico requiere la presencia de oleum y el nítrico se obtiene a través de numerosas reacciones secundarias que dan lugar a subproductos que finalmente quedan como trazas o desaparecen, obteniéndose el requerido ácido nítrico.



Figura 72. Captura de imagen donde se especifican las reacciones implicadas en el equipo.

Una vez especificada el tipo de reacción, se debe introducir la estequiometría de la misma, escribiendo negativamente los coeficientes de los reactivos y en positivo los de los productos.

Figura 73. Captura de imagen donde se especifica el equilibrio y cinéticas de las reacciones implicadas.



Al finalizar de especificar la estequiometría, se puede introducir las constantes para especificar el equilibrio, pudiendo incluso introducir las constantes de la ecuación de equilibrio correspondiente a la reacción anteriormente descrita. En este caso, se decide no especificarlo, ya que en ese caso Aspen Plus simulará respecto a estas constantes, limitando el equilibrio a los datos que le especifiquemos, mientras que si no se le facilita ningún parámetro, el software de simulación, calculará con la estequiometría de la primera pestaña e interpolando en su propia base de datos, obteniendo valores y resultados más acordes o reales con el proceso, en función de la temperatura y presión dada al equipo.

Figura 74. Captura de imagen donde se especifican la estequiometría de las reacciones.

Una vez identificadas las corrientes y definidas las reacciones que se darán en Aspen Plus, se debe aplicar a la torre en cuestión. Para ello, se selecciona el apartado “reactions” en el propio equipo.



Figura 75. Captura de imagen donde se especifican el alcance de la reacción en la torre o absorbedor.

Una vez en este punto, sólo hay que indicar los límites de la reacción, es decir, implementar el comienzo y el final de la etapa. Por ello, se especifica que comience en la primera etapa y finalice en la última etapa (número 8), con lo que se dará durante toda la torre, aumentado el tiempo de residencia y las posibilidades de alcanzar el equilibrio en la misma, consiguiendo una gran eficacia en la torre, en cuanto obtención de sulfúrico y por lo tanto eliminación de SO (objetivo buscado en esta primera parte del proyecto). El último paso se basa en elegir la reacción que queremos que se dé en ese intervalo, que en nuestro caso corresponde o se nombró como “R‐1”. Una vez definidos estos parámetros, sólo hay que realizar la simulación y analizar si los resultados obtenidos son correctos o aproximados a la realidad. Con esta absorción se consigue lo mostrado en la siguiente tabla:

Corriente gaseosa de entrada a la torre de absorción: 12 Corriente líquida de entrada a la torre de absorción: 16 Corriente gaseosa de salida de la torre de absorción: 18 Corriente líquida de salida de la torre de absorción: 17




Stream ID 12 16 18 17

Temperature C 50,0 150,0 47,5 41,4

Pressure bar 10,000 10,000 10,000 10,000

Vapor Frac 1,000 0,000 1,000 0,000

Mole Flow kmol/hr 11790,953 429,668 11886,061 332,662

Mass Flow kg/hr 457200,660 7867,126 458280,925 6786,861

Volume Flow cum/hr 31678,914 9,094 31685,261 6,694

Enthalpy MMkcal/hr -638,128 -28,418 -643,234 -23,312

Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 6808,507 4,410 6792,209 20,708

WATER 5,691 424,966 121,640 307,118

SULFU-01 < 0,001 0,244 0,244 trace

OXYGE-01 4473,478 0,045 4472,161 1,362

SULFU-02 2,764 trace 0,866

SULFU-03 0,252 trace 2,150

NIT RI-01 0,069 trace 0,069 trace

NIT RO-01 2,827 2,496 0,331

NIT RI-02 0,003 trace 0,003

NIT RO-02 497,362 0,004 497,242 0,124

NIT RO-03 trace trace trace

Figura 76. Tabla de composición de las corrientes del primer absorbedor

A continuación se detalla un simple balance de materia realizado con las corrientes de entrada y salida de esta torre, llegando a determinadas conclusiones que se comentarán al final de este apartado.

Primera torre absorción química

Componente Entrada C. Vapor C. Líquida % molar CV % molar CL

CO2 6812,917 6792,209 20,708 57,14% 6,22%

H2O 430,657 121,64 307,118 1,02% 92,32%O2 4473,523 4472,161 1,362 37,63% 0,41%SO ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ SO2 0,244 0,244 0 0,00% 0,00%SO3 2,764 0 0,866 0,00% 0,26%

H2SO4 0,252 0 2,15 0,00% 0,65%NO 0,069 0,069 0 0,00% 0,00%NO2 2,827 2,496 0,331 0,02% 0,10%HNO3 0,003 0 0,003 0,00% 0,00%N2 497,366 497,242 0,124 4,18% 0,04%

Global 12220,622 11886,061 332,662 ‐‐‐ ‐‐‐ Tabla 17. Balances de materia en la primera torre o absorbedor.



Como resultado se puede observar lo siguiente en la corriente en estado vapor, que será sobre la que continuaremos actuando en el resto del proceso diseñado.

- 57,14% de CO2, perdiendo sólo 20 kmoles/h por la corriente líquida. - Se consigue una corriente libre prácticamente de SO2, ya que no

entró. - También se obtiene una corriente gaseosa libre de SO3, ya que ha

reaccionado un 68,67%, el cual se transforma en H2SO4 que sale por la corriente líquida y un 31,33% que se queda como SO3, el cual debido a su punto de ebullición, sale como líquido en la corriente 17 de la torre de absorción.

- En cuanto al NO2 y HNO3, salen tal y como entran, ya que como se comentó no se le especificó al software de simulación ninguna reacción ni equilibrio respecto a estas reacciones. Aunque a pesar de ello se separa parte del NO2, saliendo una mínima parte por la corriente líquida inferior de la torre, acompañada de una despreciable fracción de ácido nítrico, ya que las condiciones de la torre favorecen en parte este tipo de reacción, tal y como se detallará en la siguiente absorción química.

- Es importante mencionar que en este apartado se podría estudiar el número de platos necesarios para alcanzar el equilibrio, ya que podría ser menor a 8, como el caso mostrado o incluso la variación de alguna variable, como la temperatura que pudiera favorecer la absorción tanto del ácido sulfúrico como del nítrico en la misma torre. Algunas de estas incógnitas se eliminarán a continuación y el resto serán incluidas y estudiadas adecuadamente en el apartado de análisis de sensibilidad que se presenta en este proyecto.

A partir de ahora sólo queda realizar otra absorción química en otra torre de características semejantes para conseguir eliminar los NOx de nuestra corriente y así poder comprimir finalmente sin la presencia de estos incondensables que tantos problemas podrían ocasionar durante el ciclo de compresión y transportes de los mismos.

Por lo tanto se describirá a continuación la segunda etapa de absorción de este proyecto, del cual se adjunta el esquema en la imagen inferior.



19

20

21

23

22

24

B15

B14

B16B9

Figura 77. Captura de imagen de la segunda etapa de absorción química simulada en Aspen Plus.

Siguiendo la misma metodología en todo el proyecto, se procurará optimizar el uso del agua, ya que los gases de combustión aportaban un gran exceso al principio del proceso, por lo que se llevará a cabo una separación previa, para introducir una corriente prácticamente pura en agua, en la torre de absorción y conseguir la alimentación líquida en contracorriente que da lugar a la reacción de absorción en la misma. Para ello se instala un separador de gotas industrial a la salida de la corriente gaseosa (18) de la torre anterior. Antes del separador es necesario implementar un intercambiador que enfríe la corriente hasta los 0º C, consiguiendo una separación correcta de la mayor cantidad posible de agua, sin perder otros componentes, tales como el CO2, que es el producto requerido en este proyecto (evitando así que se vierta a la atmósfera). Se describe los resultados de este tipo de separaciones ya descritas anteriormente. Corriente de entrada al separador: 19 Corriente gaseosa de salida del separador: 20 Corriente líquida de salida del separador: 21




Stream ID 19 20 21

Temperature C 10,0 0,0 0,0

Pressure bar 10,000 10,000 10,000

Vapor Frac 0,989 1,000 0,000

Mole Flow kmol/hr 11886,061 11745,496 140,565

Mass Flow kg/hr 458280,925 455113,568 3167,358

Volume F low cum/hr 27686,918 26674,716 2,913


Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 6792,209 6769,001 23,208

WATER 121,640 5,901 115,740

SULFU-01 0,244 0,227 0,017

OXYGE-01 4472,161 4471,271 0,890

SULFU-02 trace

SULFU-03 trace

NIT RI-01 0,069 0,069 trace

NIT RO-01 2,496 1,862 0,634

NIT RI-02 trace trace trace

NIT RO-02 497,242 497,166 0,076


Figura 78. Composición de las corrientes de entrada y salida en la pre‐separación antes del segundo absorbedor.

Resolviendo un simple balance de materia se llegan a las siguientes conclusiones.

Separación antes 2ª torre absorción


CO2 6792,209 6769,001 23,208 57,63% 16,51%

H2O 121,64 5,901 115,74 0,05% 82,34%O2 4472,161 4471,271 0,89 38,07% 0,63%SO 0 0 0 0,00% 0,00%SO2 0,244 0,227 0,017 0,00% 0,01%SO3 0 0 0 0,00% 0,00%

H2SO4 0 0 0 0,00% 0,00%NO 0,069 0,069 0 0,00% 0,00%NO2 2,496 1,862 0,634 0,02% 0,45%HNO3 0 0 0 0,00% 0,00%N2 497,242 497,166 0,076 4,23% 0,05%

Global 11886,061 11745,497 140,565 ‐‐‐ ‐‐‐ Tabla 18. Balance de materia en la pre‐separación antes del segundo absorbedor.

Al igual que en los separadores previos a la primera torre de absorción, se consigue como se puede comprobar una corriente líquida



prácticamente pura en agua, ya que el mayor porcentaje pertenece a este compuesto.

Es importante mencionar que existe en la misma un 16% de CO2 líquido aproximadamente, un 0,45 % de NO2 (significativo, teniendo en cuenta la cantidad de NO2 total) y una cantidad despreciable de SO2. Los cuales se introducirán en contracorriente y parte de los mismos reaccionarán a lo largo de la torre, una vez alcanzado el equilibrio. Debido a esto no se realiza un ajuste más fino de la temperatura de separación, ya que es indiferente el uso de una temperatura algo inferior o superior a la especificada. En cambio, si se utilizase una temperatura muy diferente o dispar, el aporte de CO2 en la corriente líquida en la primera etapa de la torre de absorción varía considerablemente, lo cual no supone una mejora del proceso en cuanto a absorción del NO2 al HNO3.

7.4.3. Segunda torre de absorción con reacción química

Para llevar a cabo la reacción requerida en el software de simulación, será necesario el uso de una torre de destilación “Radfrac” adaptada a absorbedor, ya que es la única que se asemeja a la simulación de una absorción química hasta llegar al equilibrio. A continuación se describe las distintas pestañas a rellenar y especificar en este tipo de columnas de absorción.

7.4.3.1. Configuración de la torre.



Figura 79. Captura de imagen donde se especifican la configuración del segundo absorbedor químico.

Como se observa en la imagen anterior, lo primero es indicar el tipo de configuración de la torre en Aspen Plus. Se debe anular tanto el condensador como el hervidor de la misma, de modo que la torre actúe como un absorbedor que operará en las condiciones de operación y temperatura que le especifiquemos, las cuales en este caso, serán; presión de 10 bar y temperatura de salida del reactor, que serán unos 25º C aproximadamente. Además quedan definidas un número de etapas para el absorbedor, se comienza por una estimación de 20 etapas y en función del tiempo que tarde en alcanzar el equilibrio y converger, se ajustarán estas etapas o se ampliarán, según sea necesario para la optimización del proceso. El siguiente punto será definir las corrientes de entrada y salida del mismo, así como en que etapa sería más conveniente que entrasen los reactivos o saliesen los productos o subproductos.



7.4.3.2. Corrientes.

Figura 80. Captura de imagen donde se especifican las corrientes implicadas en el proceso.

Como se puede observar, se ajustan las corrientes de entrada y salida en función de la fase en que se encuentre, la alimentación debe entrar en la última etapa o plato (20), en fase gas, de modo que ascienda a través de la torre, llegando a alcanzar un tiempo de residencia adecuado y correcto para que se produzcan las reacciones requeridas. La siguiente corriente a definir será la de entrada en estado líquido, ya que se trata de una absorción química en contracorriente. Esta, caerá por gravedad desde el primer plato (1) o etapa, consiguiendo producir la absorción en la torre. Es importante haber definido el origen de esta alimentación, ya que parte de un proceso de separación aguas arriba del reactor catalítico (ya descrita en el apartado anterior).



7.4.3.3. Presión.

Figura 81. Captura de imagen donde se especifican parámetros a especificar en el equipo.

En esta pestaña se debe especificar la presión a la que se requiere que opere la torre, en este estudio se mantiene la presión que aportamos mediante doble ciclo de compresión, al principio del proyecto, es decir, 10 bar. A continuación se debe especificar las reacciones que se darán en este tipo de absorción química, ya que si no se lleva a cabo este paso fundamental, Aspen Plus es incapaz de identificar la existencia de las reacciones de absorción para obtener nítrico. Por ello recurrimos a la siguiente herramienta, se marca “Reactions” en el explorador de Aspen y en el mismo se deberá elegir entre “chemistry and reactions”, tal y como se demuestra en las siguientes imágenes.



Figura 82. Captura de imagen donde se especifican las reacciones y tipo implicadas en el equipo.

Si se selecciona chemistry, se debe especificar la reacción que se quiere que Aspen identifique, después sólo hay que señalarla en cada absorbedor y el propio programa simulará usando esas reacciones. Es importante saber el tipo de reacción, los parámetros cinéticos, constantes de equilibrio, etc., que puedan caracterizar estas reacciones. En este proyecto se aportará esos datos, pero no se utilizarán, debido a que es preferible permitir el mayor número de grados de libertad, para así conseguir que el mismo simule en función del equilibrio, obteniendo una grado de conversión en cada elemento, pudiendo así optimizar el proceso mediante distintos ajustes de temperatura o presiones (en este proyecto, se considera una presión fija durante el proceso de lavado y separación de gases, por lo que sólo se podrá realizar el análisis de sensibilidad mediante el ajuste en cuanto a temperatura del proceso se refiere). A continuación se detalla las reacciones definidas en la torre:



Figura 83. Captura de imagen donde se especifican el tipo de reacción.

Para ello se elige entre tres tipos de reacciones, en este caso es del tipo equilibrio, ya que se lleva a cabo la absorción química una vez ha llegado al equilibrio. Además hay que tener en cuenta que no se trata de una disociación, ni de una reacción con especies salinas, por lo que se ajusta a una reacción química en equilibrio. Es importante mencionar que se le puede especificar más de una reacción química para que se lleve a cabo en la torre. En este caso, se seleccionarán las reacciones que dan lugar al nítrico, lo cual es algo más complejo, ya que existen varias de ellas intermedias, encaminadas a la obtención del nítrico, estas se detallan a continuación. Reacciones intermedia y global para la obtención de HNO3 mediante absorción química. Se puede expresar de forma global de la siguiente forma:

NOHNOOHNO +⇔+ 322 23

En realidad se suceden más de una docena de reacciones, pero en la columna de absorción se utilizarán las siguientes reacciones:

1. Oxidación del NO.

2221 NOONO ⇔+

2. Dimerización del dióxido de nitrógeno

4222 ONNO ⇔



3. Absorción del dímero

NOHNOOHON +⇔+ 3242 25,1

4. Absorción del dióxido en agua

NOHNOOHNO +⇔+ 322 23

Las reacciones 1, 2 y 4 se suelen dar entre 0 y 10º C, temperaturas próximas al equilibrio en condiciones normales, es decir, con procesos a presión atmosférica, lo cual, no se ajusta al proceso que se detalla en este proyecto. La reacción 3 se da con una conversión alrededor del 80% en estas condiciones definidas para las demás reacciones, teniendo en cuenta la necesidad de definir una torre que consta de 30 a 50 platos o etapas. Es fundamental tener en cuenta que no es necesario implementar todas estas reacciones y que no se deben ajustar los parámetros del proceso (presiones y temperaturas) a los comentados anteriormente, ya que en nuestro proceso la presión en principio estará fijada en los 10 bar, por lo que las condiciones varían. En la torre de la simulación, con 20 platos o etapas se consigue unos resultados óptimos, en cuanto a la producción de nítrico diluido y conseguir una corriente de CO2 en valores de cumplimiento de la normativa medioambiental ya definida en los primeros apartados de este proyecto. De nuevo se optimizará el proceso en función de la temperatura alcanzada en la operación de la torre. Cualquier variación respecto a lo que se detalla a continuación, se llevará a cabo en el análisis de sensibilidad del siguiente punto de este documento. Por lo tanto el proceso químico a definir en la torre será el siguiente:



Figura 84. Captura de imagen donde se especifican las estequiometría de las reacciones implicadas en el equipo.

Como se observa en la tabla anterior se especifican las siguientes reacciones para que se produzcan en este orden a lo largo de la torre (las 20 etapas o platos).

7. Dimerización del dióxido de nitrógeno

4222 ONNO ⇔ 8. Absorción del dímero

NOHNOOHON +⇔+ 3242 25,1

9. Oxidación del NO.

2221 NOONO ⇔+

De esta forma el NO2 se dimeriza creando el producto intermedio, que desparece en este caso, debido a una elevada conversión (gracias a las condiciones extremas en que se opera esta planta) en la segunda reacción de absorción del mismo. Finalmente se consigue llevar a cabo una oxidación del NO sobrante optimizando el proceso y evitando que salga una concentración elevada de este reactivo en la corriente requerida, lo cual, llevaría a un incumplimiento



de la normativa de emisiones y este proceso sería inviable desde el punto de vista medioambiental.

Es importante comentar que la reacción tres, de oxidación del NO, no se llegaría a producir en condiciones normales de presión y temperatura sin el uso de un catalizador del tipo platino, etc. Por ello se comenta a continuación la salvedad de este proyecto, que consigue superar este obstáculo sin el uso de ningún catalizador, produciendo los productos requeridos y obteniendo una elevada concentración de ácido nítrico en la corriente líquida de salida de la torre. Se debe principalmente a un exceso de O2 en la torre, el cual existe en la misma, decantando esta reacción en sentido inverso al que suele producirse, es decir, generalmente se obtendría con algo de temperatura y el efecto solar, una descomposición del NO2 en NO muy elevada, pero gracias al exceso de O2 presente y al no utilizar temperaturas elevadas (menores a 50º C), se invierte la reacción produciéndose un elevada concentración de NO2, quedando una cantidad de NO en el resto del proceso escasa y despreciable. Mencionar además, que se evita el uso de un catalizador y todas las dificultades de simulación que ello presenta en un software de simulación como el que se utiliza, pues habría que definirlo completamente (relleno usado, catalizador, diámetro, tamaño y partículas…) y utilizar otro tipo de torres como la de relleno.

Una vez que queda establecido qué reacciones serán necesarias o se le definirán a Aspen Plus para que simule, sólo hay que especificarlas en el programa, tal y como ya se comentó en la anterior absorción. Se debe introducir la estequiometría de la misma, escribiendo negativamente los coeficientes de los reactivos y en positivo los de los productos.



7.4.3.3.1. Dimerización del dióxido de nitrógeno

Figura 85. Captura de imagen donde se especifican los coeficientes de las reacciones implicadas.

7.4.3.3.2. Absorción del dímero




Oxidación del monóxido de nitrógeno


Al finalizar de especificar la estequiometría de todas las reacciones implicadas, se puede introducir las constantes para especificar el equilibrio, pudiendo incluso introducir las constantes de la ecuación de equilibrio correspondiente a las reacciones anteriormente descritas.



Figura 88. Captura de imagen donde se especifican los parámetros cinéticos de las reacciones implicadas.

En este caso, al igual que en la absorción del sulfúrico, se decide no especificarlo, ya que en ese caso Aspen Plus simulará respecto a estas constantes, limitando el equilibrio a los datos que se le especifiquen, mientras que si no se le facilita ningún parámetro, el software de simulación, calculará con la estequiometría de la primera pestaña e interpolando en su propia base de datos, obteniendo valores y resultados más acordes o reales con el proceso, en función de la temperatura y presión dada al equipo, lo cual se estudiará en el análisis de sensibilidad ya mencionado y que se describirá a continuación de este apartado. Una vez identificadas las corrientes y definidas las reacciones que se darán en Aspen Plus, se debe aplicarla a la torre en cuestión. Para ello, se selecciona el apartado “reactions” en el propio equipo.



Figura 89. Captura de imagen donde se especifican el número de etapas de la segunda torre de aborciçón.

Una vez en este punto, sólo se debe indicar los límites de la reacción, es decir, indicar el comienzo y el final de la etapa. Por ello, se especifica que comience en la primera etapa y finalice en la última etapa (número 20), con lo que se dará durante toda la torre, aumentado el tiempo de residencia y las posibilidades de alcanzar el equilibrio en la misma, consiguiendo una gran eficacia en la misma, en cuanto obtención de nítrico y por lo tanto eliminación de NOx (objetivo prioritario en esta parte del proyecto). El último paso se basa en elegir la reacción que se quiere que se dé en ese intervalo, que en este caso corresponde o se nombró como “R‐2ABSOR”. Una vez definido el proceso de absorción, se realiza la simulación y se obtienen los siguientes resultados reflejados en la tabla inferior.




Stream ID 20 21 22 23

Temperature C 0,0 0,0 0,3 0,3

Pressure bar 10,000 10,000 10,000 10,000

Vapor Frac 1,000 0,000 0,000 1,000

Mole Flow kmol/hr 11745,496 140,565 140,817 11743,289

Mass Flow kg/hr 455113,568 3167,358 3261,264 455019,661

Volume Flow cum/hr 26674,716 2,913 2,980 26703,027

Enthalpy MMkcal/hr -638,905 -10,190 -10,181 -638,914

Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 6769,001 23,208 23,074 6769,135

WATER 5,901 115,740 114,302 6,058

SULFU-01 0,227 0,017 0,017 0,227

OXYGE-01 4471,271 0,890 0,889 4470,598

SULFU-02

SULFU-03

NIT RI-01 0,069 trace trace trace

NIT RO-01 1,862 0,634 0,003 0,002

NIT RI-02 trace trace 2,457 0,103

NIT RO-02 497,166 0,076 0,076 497,166

NIT RO-03 trace trace trace trace

Figura 90. Composición corrientes de la segunda torre de absorción química.

Resolviendo un simple balance de materia se llega a las siguientes conclusiones.

Segunda torre absorción química


CO2 6792,208 6769,135 23,074 57,64% 16,39%

H2O 121,641 6,058 114,302 0,05% 81,17%O2 4472,16 4470,598 0,889 38,07% 0,63%SO ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ SO2 0,244 0,227 0,017 0,002% 0,01%SO3 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐

H2SO4 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ NO 0,069 0 0 0,00% 0,00%NO2 2,496 0,002 0,003 0,00% 0,00%HNO3 0 0,103 2,457 0,001% 1,74%N2 497,242 497,166 0,076 4,23% 0,05%

Global 11886,06 11743,289 140,818 100,00% 100,00%Tabla 19. Balance de materia en la segunda torre de absorción.

Como se puede observar en el balance anterior, se obtiene de salida en fase gaseosa que será la que interese, cuya composición es mayoritaria en CO2 (57,64% de la corriente).



Además también se observa un elevado contenido en O2 y menos de un 5% de N2. Lo más destacable, es que esta corriente está prácticamente libre de SO2 (0,002 %, lo cual supone 0,227 Kmoles/h) y despreciable en cuanto a NOx, ya que acaba convertido en HNO3. Antes de iniciar el ciclo de compresión, aún queda ajustar esta corriente de manera que se reduzca las concentraciones de los siguientes elementos (optimizando el proceso económicamente):

• Reducción de la concentración del exceso de O2. • Reducción de la concentración de N2. • Eliminación completa del ácido nítrico residual que quedó en estado gaseoso.

Para ello se recurre a dos ciclos de enfriamiento y calentamiento, intercalando separadores, consiguiendo así minimizar las concentraciones de estos parámetros ya comentados en la corriente final, la cual se someterá a un ciclo de compresión.

7.4.4. Adecuación corriente final antes de ciclo de compresión

Se comienza por utilizar un choque térmico con la corriente en estado gas de salida de la torre de absorción. De modo que se disminuye la temperatura hasta los ‐50º C aproximadamente e inmediatamente se introduce la corriente en un separador que operará en esas condiciones (en este caso se trata de 10 bar de presión y ‐52º C de temperatura). A continuación se ilustra la condensación y separación mencionada.



Figura 91. Captura de imagen del proceso de separación en Aspen Plus.

Se muestran en la siguiente tabla los resultados obtenidos en esta separación.

Heat an d Material Balance Tab le

Stream ID 2 4 2 5 2 6

Temperatur e C -5 2 ,0 -5 2 ,0 -5 2 ,0

Pressu re b ar 10 ,0 00 10 ,0 00 10 ,0 00

Vap or Frac 0 ,99 3 0 ,00 0 1 ,00 0

Mole F lo w k mo l/h r 1 17 4 3,2 8 9 84 ,0 90 1 16 5 9,2 0 0

Mass F lo w k g/h r 4 55 01 9 ,66 1 3 5 32 ,1 19 4 51 48 7 ,54 2

Volume Flo w cu m/h r 2 14 4 0,9 6 0 3 ,02 6 2 14 3 7,9 3 4

Enth alpy MMkcal/h r - 64 3 ,98 8 -7 ,9 56 - 63 6 ,03 2

Mole F lo w k mo l/h r

CARBO-0 1 6 7 69 ,1 35 76 ,6 03 6 6 92 ,5 32

WATER 6 ,05 8 6 ,05 4 0 ,00 5

SULFU-0 1 0 ,22 7 0 ,09 5 0 ,13 2

OXYGE- 01 4 4 70 ,5 98 1 ,14 8 4 4 69 ,4 50

SULFU-0 2

SULFU-0 3

NI TRI- 01 tr ace tr ace

NI TRO-0 1 0 ,00 2 0 ,00 2 < 0 ,0 01

NI TRI- 02 0 ,10 3 0 ,10 3 < 0 ,0 01

NI TRO-0 2 49 7,16 6 0 ,08 6 49 7,08 0

NI TRO-0 3 tr ace tr ace tr ace

Figura 92. Composición de las corrientes de la separación, antes del ciclo de compresión.



De nuevo se analizarán estos datos y se obtendrán unas conclusiones utilizando un balance de materia.

1ª Separación antes ciclo compresión


CO2 6769,135 6692,532 76,603 57,40% 91,10%

H2O 6,058 0,005 6,054 0,00% 7,20%O2 4470,598 4469,45 1,148 38,33% 1,37%SO ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ SO2 0,227 0,132 0,095 0,001% 0,11%SO3 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐

H2SO4 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ NO 0 0 0 0,00% 0,00%NO2 0,002 0,001 0,002 0,00% 0,00%HNO3 0,103 0,001 0,103 0,00% 0,12%N2 497,166 497,08 0,086 4,26% 0,10%

Global 11743,289 11659,201 84,091 100,00% 100,00%Tabla 20. Balance de materia realizado en la separación, antes del ciclo de compresión.

Nótese las siguientes conclusiones:

• Obtención de una corriente gaseosa que será la que nos interese, prácticamente limpia de SO2, NOx y ácido nítrico, evitando los problemas de corrosión entre otros, además de cumplir la normativa de emisiones. Por lo tanto el siguiente paso será reducir la concentración del exceso de O2 y N2, el cual se llevará a cabo mediante una segunda separación en diferentes condiciones de presión y temperatura.

• Obtención de nítrico diluido en agua, lo cual conlleva la eliminación de esta agua de la corriente gaseosa y los problemas de condensación que pudieran ocasionarse en el ciclo de compresión. Esto conlleva una pérdida admisible de CO2 de un 1,13% respecto del que entra, por la corriente de salida en estado líquida.

A continuación definimos la segunda etapa de depuración o separación de la corriente gaseosa.



Figura 93. Captura de imagen de la segunda separación de incondensables.

En esta ocasión se tendrá que recurrir a condiciones mucho más severas de operación en la separación, pues se definirá una presión de 10 bar y una temperatura cercana a los ‐95º C. De esta forma se obtienen los siguientes resultados en el software de simulación.



Heat an d Material Balance Table

S tream ID 2 7 2 8 2 9

Temperatu re C -9 5 ,0 -9 5 ,0 -9 5 ,0

Pressu re b ar 10 ,0 00 10 ,0 00 10 ,0 00

Vap or Frac 0 ,40 1 1 ,00 0 0 ,00 0

Mole F lo w k mo l/h r 1 16 5 9,2 0 0 4 6 69 ,7 78 6 9 89 ,4 21

Mass F lo w k g/h r 4 51 48 7 ,5 42 1 51 06 0 ,9 58 3 00 42 6 ,5 84

Volume Flow cu m/h r 7 1 55 ,8 93 6 9 16 ,8 66 23 9,02 8

Enth alpy MMkcal/h r - 66 6 ,50 3 -3 1,0 7 8 - 63 5 ,42 4


CARBO-0 1 6 6 92 ,5 32 28 8,68 9 6 4 03 ,8 43

WATER 0 ,00 5 tr ace 0 ,00 5

SULFU-0 1 0 ,13 2 < 0 ,0 01 0 ,13 2

OXYGE- 01 4 4 69 ,4 50 3 9 20 ,9 53 54 8,49 7

SULFU-0 2

SULFU-0 3

NI TRI- 01 tr ace tr ace tr ace

NI TRO-0 1 < 0 ,0 01 tr ace < 0 ,0 01

NI TRI- 02 < 0 ,0 01 tr ace < 0 ,0 01

NI TRO-0 2 49 7,08 0 46 0,13 6 36 ,9 44

NI TRO-0 3 tr ace tr ace

Figura 94. Composición de las corrientes en la segunda separación, antes del ciclo de compresión.

Recurriendo a un balance de materia se observa con mayor claridad la del proceso al que se ha aludido.

2ª Separación antes ciclo compresión


CO2 6692,532 288,689 6403,843 6,18% 91,62%

H2O 0,005 0 0,005 0,00% 0,00%O2 4469,45 3920,953 548,497 83,96% 7,85%SO ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ SO2 0,132 0,001 0,132 0,00% 0,00%SO3 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐

H2SO4 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ NO 0 0 0 0,00% 0,00%NO2 0,001 0 0,001 0,00% 0,00%HNO3 0,001 0 0,001 0,00% 0,00%N2 497,08 460,136 36,944 9,85% 0,53%

Global 11659,201 4669,779 6989,423 100,00% 100,00%Tabla 21. Balance de materia realizado en la segunda separación antes del ciclo de compresión.



Se detallan las siguientes consideraciones o conclusiones respecto de la separación que se ha comentado:

• En este caso se consigue una corriente líquida mayoritariamente formada por CO2 con solamente un 7,85 % de O2 y un 0,53 % de N2, optimizando el ciclo de compresión, ya que se ha reducido la concentración de ambos en un 87,72 % y un 92,56 % respectivamente si se compara con la corriente de entrada. Es importante mencionar que la corriente de interés será la que se encuentra en estado gaseoso.

• También se debe hacer mención, que para obtener este grado de separación en cuanto a exceso de O2 y N2, se ha perdido un 4,31 % del CO2 existente antes de esta separación.

El último paso de esta simulación se basa en realizar un ciclo de compresión en el que se comprime una corriente mayoritaria de CO2 hasta valores de aproximadamente 150 – 200 bares, para posteriormente transportarlo o inyectarlo en el subsuelo entre otras posibles alternativas a estudiar.

7.4.5. Ciclo de compresión

Se muestra a continuación el esquema global de este ciclo.

30

31

32

33

34

35 36

3738

B20

B21

B22

B23

B24

B25

B26

B27B28

Figura 95. Esquema global ciclo de compresión.

En él se implementan los siguientes elementos:

• Un intercambiador que aumentará la temperatura de la corriente de entrada al ciclo, de forma que se asegura que los compresores trabajen



en estado gaseoso, evitando posibles condensaciones que puedan ocasionar riesgos y problemas en los mismos.

• A continuación se observan tres etapas de compresión con una refrigeración intermedia antes de la última etapa, consiguiendo así bajar las temperaturas en este ciclo para optimizar la compresión.

• Una vez alcanzado este punto, se detalla una corriente gaseosa a 75 bares aproximadamente, lo cual, se acerca al punto crítico del CO2 (78 bares de presión). Por ello se lleva a cabo un doble ciclo de enfriamiento hasta quedar en estado líquido para entrar en las dos últimas etapas de compresión.

• En este último paso, se comprime la corriente final hasta los valores que se requieran mediante un sistema de dos bombas en serie.

Se comienza describiendo el proceso de compresión por las dos primeras etapas.

30

31

32

33

34

35 36

3738

B20

B21

B22

B23

B24

B25

B26

B27B28

Figura 96. Captura de imagen donde se observa el ciclo de compresión.

Se introduce un intercambiador, mediante el cual se aumenta la temperatura hasta los 100º C, consiguiendo así que la corriente se transforme en estado gaseoso y poder alimentar los dos primeros compresores.



Figura 97. Captura de imagen donde se especifican las características técnicas de los compresores.

Como se puede observar, se debe especificar el tipo de compresor a utilizar, que como ya se razonó al principio de este proyecto será el isentrópico (en el análisis de sensibilidad se estudiará el efecto del uso de otros tipos de compresores). A continuación se detalla la presión de descarga, que en nuestro caso será de 20 bar, por lo que la primera etapa de compresión pasará de 10 a 20 bar de presión. Queda pendiente por último especificar la eficiencia mecánica e isentrópica de estos compresores, que se ajusta a la detallada por varios fabricantes y modelos presentes en el actual mercado. Los resultados serán los siguientes:



Heat an d Material Balance Tab le

S tream ID 3 0 3 1

Temperatu re C 1 00 ,0 1 80 ,3Pressu re b ar 10 ,0 00 20 ,0 00

Vap or Frac 1 ,00 0 1 ,00 0

Mole Flo w k mo l/h r 6 9 89 ,4 21 6 9 89 ,4 21

Mass Flo w k g/h r 3 00 42 6 ,5 84 3 00 42 6 ,5 84

Volume Flow cu m/h r 2 16 8 4,6 2 5 1 31 7 6,0 1 8Enth alpy MMkcal/h r - 59 7 ,11 8 - 59 1 ,60 9

Mole Flo w k mo l/h r

CARBO-0 1 6 4 03 ,8 43 6 4 03 ,8 43

WATER 0 ,00 5 0 ,00 5

SULFU-0 1 0 ,13 2 0 ,13 2 OXYGE- 01 54 8,49 7 54 8,49 7

SULFU-0 2

SULFU-0 3

NI TRI- 01 tr ace tr ace

NI TRO-0 1 < 0 ,0 01 < 0 ,0 01 NI TRI- 02 < 0 ,0 01 < 0 ,0 01

NI TRO-0 2 36 ,9 44 36 ,9 44

NI TRO-0 3 tr ace tr ace

Figura 98. Balance en el primer ciclo de compresión.

Es muy importante mencionar que además de que la corriente aumenta su temperatura hasta los 180º C a la salida de la compresión y con los 20 bar de presión requeridos, que el consumo energético ha sido el siguiente:

Figura 99. Captura de imagen del consumo del compresor especificado.

Se consumen unos 7,5MW en esta primera etapa de compresión.



2ª Etapa de compresión.

Figura 100. Captura de imagen donde se determinan las características del compresor.

De nuevo, el tipo de compresor será el isentrópico. A continuación se detalla la presión de descarga, que en se ha determinado que será de 40 bar, por lo que la segunda etapa de compresión pasará de 20 a 40 bar de presión. Queda pendiente por último especificar la eficiencia mecánica e isentrópica de estos compresores, que se ajusta a la detallada por varios fabricantes y modelos presentes en el actual mercado. Los resultados serán los siguientes:



Heat an d Mat erial Bal ance Table

St ream ID 31 32

Temperatu re C 18 0, 3 27 1, 9

Pr essu re bar 20 ,00 0 40 ,00 0

Vapor Fr ac 1, 00 0 1, 00 0

Mole Flo w kmol/ hr 6 98 9,4 21 6 98 9,4 21

Mass F lo w kg /hr 30 04 26 ,58 4 30 04 26 ,58 4

Vo lume F low cu m/h r 1 317 6, 018 7 91 8,8 08

En thalpy MMk cal/ hr - 591 ,6 09 - 584 ,9 54

Mole Flo w kmol/ hr

CARBO-01 6 40 3,8 43 6 40 3,8 43

WAT ER 0, 00 5 0, 00 5

S UL FU-01 0, 13 2 0, 13 2

OXYGE -01 548 ,4 97 548 ,4 97

S UL FU-02

S UL FU-03

NITRI-0 1 trace trace

NITRO- 01 < 0 ,00 1 < 0 ,00 1

NITRI-0 2 < 0 ,00 1 < 0 ,00 1

NITRO- 02 36 ,94 4 36 ,94 4

NITRO- 03 trace trace

Figura 101. Balance de materia en el segundo ciclo de compresión.


Figura 102. Captura de imagen del consumo del compresor utilizado.

Se consumen unos 9,1MW en esta segunda etapa de compresión. Antes de entrar en la tercera etapa de compresión se disminuye la temperatura hasta valores cercanos a los 50º C, manteniendo los 40 bar de presión en los que se comprimió en la etapa anterior, de esta manera se lleva a cabo una tercera etapa en la que al menos las condiciones de operación no sean tan agresivas con el equipo (alargando su vida).



3ª Etapa de compresión.

Figura 103. Captura de imagen donde se especifican las características del compresor utilizado.

Una vez más, el tipo de compresor será el isentrópico. A continuación se detalla la presión de descarga, que en este caso será de 75 bar, por lo que la segunda etapa de compresión pasará de 40 a 75 bar de presión. No se puede incrementar más debido a que en 78 bar, se encuentra el punto crítico del CO2 y se produce una condensación del mismo, que dañaría el equipo. Queda pendiente por último especificar la eficiencia mecánica e isentrópica de estos compresores, que se ajusta a la detallada por varios fabricantes y modelos presentes en el actual mercado. Los resultados serán los siguientes:



Hea t and Mat erial Bala nce Table

Str eam ID 33 34

Tem pera ture C 50 ,0 108 ,1

Pre ssure bar 40,0 00 75,0 00

Vap or Fr ac 1,0 00 1,0 00

Mo le Fl ow km ol/hr 6 989,4 21 6 989,4 21

Ma ss Fl ow kg/ hr 300 426,5 84 300 426,5 84

Vol ume Flow cum /hr 4 694,7 52 2 954,1 22

Ent halpy MMkcal /hr - 600,3 53 - 596,5 78

Mo le Fl ow km ol/hr

CARBO- 01 6 403,8 43 6 403,8 43

WATER 0,0 05 0,0 05

SULFU- 01 0,1 32 0,1 32

OXYGE- 01 548,4 97 548,4 97

SULFU- 02

SULFU- 03

NITRI- 01 tra ce tra ce

NITRO- 01 < 0,0 01 < 0,0 01

NITRI- 02 < 0,0 01 < 0,0 01

NITRO- 02 36,9 44 36,9 44

NITRO- 03 tra ce tra ce

Figura 104. Balance de materia en el tercer ciclo de compresión.


Figura 105. Captura de imagen, en la que se detalla el consumo energético del compresor.

Se consumen unos 5,16MW en esta tercera etapa de compresión. A partir de este punto se debe realizar las dos últimas etapas de compresión mediante bombas en serie, por ello, se utilizan dos



intercambiadores en los que se enfría la corriente hasta transformarla a estado líquido (pasando a 50º C en el primer intercambiador y a ‐10º C con el segundo intercambiador).

Una vez realizado el enfriamiento, se lleva a cabo la implementación de dos bombas en serie, de manera que se consigue un aumento de presión de una corriente de CO2 principalmente, con algo de O2 y NO2 a la presión requerida. Se detalla la implementación de estas bombas en serie.

Figura 106. Captura de imagen donde se especifican las características de las bombas diseñadas.

Lo primero es especificar si se tratará de una turbina o bomba, en este caso es evidente, según las necesidades mencionadas. Después se detalla la presión de descarga, que será de 120 bar en la primera bomba. Por último hay que detallarle el punto de funcionamiento de la misma (eficiencia mecánica y eléctrica o del motor), que se ajusta a las bombas encontradas en el mercado y a los catálogos de fabricantes. Se lleva a cabo el mismo proceso con la segunda bomba en serie.



Figura 107. Captura de imagen donde se especifican las características técnicas de las bombas.

Como se puede observar se especifica siguiendo la misma metodología que con la anterior, excepto que se le implementa que la presión de descarga debe ser de aproximadamente 200 bar de presión, siendo más probable que mantenga las condiciones supercríticas durante la mayor parte del transporte. A continuación se muestran los resultados de este último ciclo de compresión.


Stream ID 36 37 38

Temperature C -10,0 -8,2 -5,1

Pressure bar 75,000 120,000 200,000

Vapor Frac 0,000 0,000 0,000

Mole Flow kmol/hr 6989,421 6989,421 6989,421

Mass Flow kg/hr 300426,584 300426,584 300426,584



Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 6403,843 6403,843 6403,843

WATER 0,005 0,005 0,005

SULFU-01 0,132 0,132 0,132

OXYGE-01 548,497 548,497 548,497

SULFU-02

SULFU-03

NIT RI-01 trace trace trace

NIT RO-01 < 0,001 < 0,001 < 0,001

NIT RI-02 < 0,001 < 0,001 < 0,001

NIT RO-02 36,944 36,944 36,944


Figura 108. Balance de materia en la última etapa de compresión.



Además de obtener la corriente a los 200 bar que se especificaban, se alcanza una temperatura final de ‐5,1º C y una corriente líquida lista para ser transportada. Para ello ha sido necesario el siguiente consumo energético:

Bomba 1

Figura 109. Captura de imagen donde se especifican el consumo y la eficiencia de la bomba implementada en el proceso.



Bomba 2

Figura 110. Captura de imagen donde se especifican los consumos y eficiencia de las bombas implementadas.

Son necesarios 537,68 KW en la primera bomba y 967,48 KW en la segunda, lo cual supone unos 1505,16 KW ó 1,5 MW. Se observa un consumo de un 21,76 MW en el ciclo de compresión inicial (corriente gaseosa), lo cual supone un 7,25% de la potencia generada por la central térmica de donde proviene esta corriente gaseosa. En cambio, el consumo energético utilizado para el segundo ciclo de compresión (corriente líquida, compresión mediante bombas) es de 1,5 MW, lo cual supone un 0,5% del total producido en la central térmica y por lo tanto, mucho menor respecto al uso de compresores para las primeras etapas de compresión. Por lo que el ciclo de compresión, tendrá unos costes de inversión del 7,75 % de la energía generada en la central para limpiar la corriente de gases de salida y poder comprimirla adecuadamente para su posterior transporte. Se detalla en la tabla inferior, la composición de la corriente de salida de nuestra planta y las condiciones en que se encuentra finalmente.



Heat an d Material Balan ce Table

Stream ID 3 8

Temp eratu re C -5 ,1

Pressu re bar 20 0 ,0 00

Vapo r Frac 0 ,0 0 0

Mo le Flo w kmol/hr 6 989 ,42 1

Mass Flo w kg /h r 3 0 042 6 ,5 84

Vo lu me Flo w cum/h r 34 0 ,6 22

En thalpy MMkcal/h r -62 0 ,2 50

Mo le Flo w kmol/hr

CARBO-0 1 6 403 , 84 3

WATER 0 ,0 0 5

SULFU-01 0 ,1 3 2

OXYGE-0 1 54 8 ,4 97

SULFU-02

SULFU-03

NITRI-01 trace

NITRO-01 < 0 , 001

NITRI-0 2 < 0 , 001

NITRO-02 36 , 944

NITRO-03 trace

Figura 111. Composición corriente final a transporte.

Composición corriente final salida planta depuradora de gases:

CO2: 6403,84 Kmoles/hH2O: 0,005 Kmoles/h SO2: 0,132 Kmoles/h O2: 548,497 Kmoles/h N2: 36,94 Kmoles/h

Tabla 22. Composición en componentes mayoritarios de la corriente final obtenida.



8. Análisis de sensibilidad

Se estudiarán varios puntos y parámetros importantes en este apartado forzando el sistema implementado, marcando unos límites para el mismo y unos rangos de operación en el mismo.

Puntos críticos a estudiar en el proyecto:

i. Compresión inicial en uno o dos ciclos y hasta qué presión realizarla. ii. Etapas y temperaturas en torres de absorción de SO2 y NOx. iii. Optimización del reactor. iv. Utilización de un carbón con mayor concentración de SO2 y NOx. v. Tipos de compresiones y diferencias (isentrópicas, politrópicas).



8.1. Compresión inicial en uno o dos ciclos y hasta qué presión realizarla

i. Lo primero a estudiar será el uso de uno o dos ciclos de compresión hasta los

10 y 20 bar.

ii. Compresión en dos etapas hasta los 10 bar.

Figura 112. Captura de imagen donde se muestran los consumos y eficiencias de los compresores

iii. Compresión en dos etapas hasta los 20 bar.

Figura 113. Captura de imagen donde se muestran los consumos y eficiencias de los compresores



iv. Compresión en una sola etapa hasta los 10 bar.

Figura 114. Captura de imagen donde se muestran los consumos y eficiencias de los compresores.

v. Compresión en una sola etapa hasta los 20 bar.

Figura 115. Captura de imagen donde se muestran los consumos y eficiencias de los compresores.



vi. Comparativa.

Matriz de decisión un ciclo dos ciclos

Potencia necesaria (KW) 38935 48047Presión alcanzada 10 10Temperatura de salida (º C) 287 343Eficiencia 0,8 0,72

Matriz de decisión un ciclo dos ciclosPotencia necesaria (KW) 55054 56555Presión alcanzada 20 20Temperatura de salida (º C) 384 393Eficiencia 0,8 0,8

Tabla 23. Matriz decisión ciclos de compresión.

un ciclo un ciclo

Potencia necesaria (KW) 38935 55054Presión alcanzada 10 20Temperatura de salida (º C) 287 384Eficiencia 0,8 0,8

Matriz de decisión dos ciclos dos ciclosPotencia necesaria (KW) 48047 56555Presión alcanzada 10 20Temperatura de salida (º C) 343 393Eficiencia 0,72 0,8


A continuación se comprobará la posibilidad de utilizar una compresión hasta los 30 bar (en uno o dos ciclos) y las ventajas en el resto del proceso respecto al caso original.

vii. Un ciclo de compresión hasta los 30 bar.



Figura 116. Consumos compresores simulados en Aspen Plus

viii. Dos ciclos hasta los 30 bar de presión.

Figura 117. Consumos compresores simulados en Aspen Plus

ix. Comparativa.

Matriz de decisión un ciclo dos ciclos

Potencia necesaria (KW) 65610 67419Presión alcanzada 30 30Temperatura de salida (º C) 446,9 457,37Eficiencia 0,8 0,8




Como se puede comprobar en la matriz de decisión, la potencia utilizada en ambos casos es semejante (21,87% y 22,47% de la generada), la cual conlleva la consecución de la misma eficiencia y presión, con unas temperaturas de salida semejantes (difieren en 10 ºC aproximadamente). Por lo tanto, a ciertas presiones, tan elevadas, el consumo energético es muy elevado, por lo que si no supone grandes ventajas respecto al resto del proceso, es preferible trabajar a presiones algo más moderadas.

A continuación se observa cómo afecta esta variación en el resto del proceso.

i. Reactor catalítico de oxidación.

Componente Entrada Salida Conversión parcial

CO2 6808,507 6808,507 0,00%

H2O 5,945 5,691 ‐4,27%O2 4476,402 4473,478 ‐0,07%SO2 3,016 0,01 99,67%SO3 0 2,764 91,31%


Tabla 26. Reactor catalítico a 10 bar


CO2 6398,504 6398,504 0,00%

H2O 1,137 1,063 ‐6,51%O2 4459,569 4457,418 ‐0,05%SO2 1,447 0,01 99,31%SO3 0 1,374 94,26%





Componente Conversión parcial a 10 bares

Conversión parcial a 30 bares

CO2 0,00% 0,00%

H2O ‐4,27% ‐6,51% O2 ‐0,07% ‐0,05% SO2 99,67% 99,31% SO3 91,31% 94,26%

H2SO4 8,02% 4,35% NO 97,62% 98,65% NO2 97,52% 98,55% HNO3 0,07% 0,10%

Tabla 28. Comparativa reactor en operación a 10 y 30 bar.

Conclusiones:

No se observa un aumento de la conversión sobre el SO2 a 30 bar.

Además se produce un oleum de menor concentración de sulfúrico, lo cual no es tan favorable para la primera absorción química como lo es en el caso de que el reactor opere a 10 bar.

La única ventaja es que se detecta una conversión ligeramente superior en cuanto a NO.

Por lo que se considera más favorable para el proceso, el que opere a 10 bar frente a presiones mayores.

ii. Primera absorción.

Absorción a 10 bares Absorción a 30 bares

Componente % molar CV % molar CL % molar CV % molar CL CO2 57,14% 6,22% 55,93% 16,44%

H2O 1,02% 92,32% 0,43% 81,66% O2 37,63% 0,41% 39,25% 1,22% SO ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ SO2 0,00% 0,00% 0,01% 0,00% SO3 0,00% 0,26% 0,00% 0,21%

H2SO4 0,00% 0,65% 0,00% 0,10% NO 0,00% 0,00% 0,00% 0,00% NO2 0,02% 0,10% 0,01% 0,25% HNO3 0,00% 0,00% 0,00% 0,00% N2 4,18% 0,04% 4,37% 0,11%

Tabla 29. Composición molar de las corrientes en el absorbedor a distintas presiones



Conclusiones:

No se pierde tanto CO2 por la corriente líquida a 10 bar como a 30 bar (6,22% y 16,44% respectivamente).

En general, la corriente gaseosa a 10 bar es más pura respecto a SO2, SO3 y H2SO4, ya que como se observa se genera mayor cantidad de los mismos en la corriente líquida de salida o rechazo.

La única desventaja, vuelve a ser respecto de la concentración mucho menor en cuanto a NO2 en la de producto gaseoso, ya que se favorece su eliminación a mayores presiones, aunque para esto existe la segunda torre de absorción química (ya que esta, se encuentra diseñada para optimizar la reacción de absorción de SO3).

Por lo tanto se considera óptimo, la operación de la primera torre de absorción a presiones de 10 bar.

iii. Segunda absorción.

Absorción a 10 bares Absorción a 30 bares

Componente % molar CV % molar CL % molar CV % molar CL CO2 57,64% 16,39% 56,00% 48,13%

H2O 0,05% 81,17% 0,01% 47,99% O2 38,07% 0,63% 39,58% 1,98% SO ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ SO2 0,002% 0,01% 0,00% 0,09% SO3 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐

H2SO4 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ NO 0,00% 0,00% 0,00% 0,00% NO2 0,00% 0,00% 0,00% 0,71% HNO3 0,001% 1,74% 0,00% 0,93% N2 4,23% 0,05% 4,41% 0,17%

Tabla 30. Composición molar de las corrientes en el absorbedor a distintas presiones

Conclusiones:

Queda muy claro, que a elevadas presiones (30 bar), se observa una gran pérdida de CO2 por la corriente de rechazo líquida (no es lo que se requiere).

Se observa una ligera mejoría en la eliminación de SO2, ya que la corriente gaseosa a 30 bar está prácticamente limpia de este compuesto (también se debe mencionar, que no es significativo).



En cuanto a obtención de nítrico en la corriente de rechazo a 10 bar es muy superior respecto a si se operase a 30 bar, lo cual era el objetivo principal de esta segunda torre.

Por lo que se considera óptimo operar en la misma alrededor de presiones de 10 bar.

No se compara la pequeña diferencia entre 10 y 20 bar, ya que, cuya optimización dependerá, no de lo que causa en el proceso, sino de su coste económico respecto del proyecto. Además se considera que la variación de los parámetros entre los 10 y 20 bar no es significativa, tendiendo a ser un ajuste más fino de la operación de la planta, más que de su propio diseño.

8.2. Etapas y temperaturas en torres de absorción de SO2 y NOx. Se realizará un estudio en el que se eligen unas condiciones de operación para cada torre de absorción y en función de las mismas, se determina el número de etapas necesarias para obtener el producto requerido (consiguiendo un rango de operación y una optimización del proceso). i. Primera etapa de absorción.

Se determinará el número de etapas necesarias en función de la presión de operación, ya que como se ha observado es uno de los parámetros críticos a controlar en el proceso. Para ello, implementamos una presión de 10 y 20 bar, mediante la cual se obtendrá una comparativa en la composición de salida y un número de etapas adecuada para cada opción.

ii. Primera torre de absorción a 10 bar. Se comprueba que existe la posibilidad de disminuir el número de etapas en la primera absorción hasta las 4‐5 etapas, favoreciendo las reacciones y absorción, solamente con los 10 bar y la temperatura de entrada a la torre (50º C), que tal y como se comentó es la que favorece este tipo de absorción química. Por lo que sería interesante aumentar la presión e ir observando el comportamiento en las mismas.



A continuación se muestra una tabla de las corrientes de esta torre, simulada en cinco etapas.


S tream ID 1 6 1 2 1 7 1 8

Temperatu re C 1 50 ,0 5 0,0 4 1,3 4 7,5

Pressu re b ar 10 ,0 00 10 ,0 00 10 ,0 00 10 ,0 00

Vap or F rac 0 ,00 0 1 ,00 0 0 ,00 0 1 ,00 0

Mole Flo w k mo l/h r 42 9,66 8 1 17 9 0,9 5 3 33 3,19 9 1 18 8 5,6 2 1

Mass F lo w k g/h r 7 8 67 ,1 26 4 57 20 0 ,6 60 6 7 95 ,9 57 4 58 27 1 ,8 29

Volume Flow cu m/h r 9 ,09 4 3 16 7 8,9 1 4 6 ,70 1 3 16 8 6,6 7 0

Enth alpy MMkcal/h r -2 8,4 1 8 - 63 8 ,12 8 -2 3,3 4 1 - 64 3 ,20 5

Mole Flo w k mo l/h r

CARBO-0 1 4 ,41 0 6 8 08 ,5 07 20 ,7 51 6 7 92 ,1 66

WATER 42 4,96 6 5 ,69 1 30 7,60 9 12 1,24 7

SULFU-0 1 0 ,24 4 < 0 ,0 01 tr ace 0 ,24 4

OXYGE- 01 0 ,04 5 4 4 73 ,4 78 1 ,36 4 4 4 72 ,1 59

SULFU-0 2 2 ,76 4 0 ,96 3 tr ace

SULFU-0 3 0 ,25 2 2 ,05 3 tr ace

NI TRI- 01 tr ace 0 ,06 9 tr ace 0 ,06 9

NI TRO-0 1 2 ,82 7 0 ,33 2 2 ,49 5

NI TRI- 02 0 ,00 3 0 ,00 3 < 0 ,0 01

NI TRO-0 2 0 ,00 4 49 7,36 2 0 ,12 4 49 7,24 1


Figura 118. Composición de las corrientes en el absorbedor

iii. Primera torre de absorción a 20 bar. Si se realiza una simulación con una presión de 20 bar, se observa que el número de etapas se incrementa hasta 10 al menos y sin obtener resultados tan satisfactorios como cuando se llevó a cabo a 10 bar (aumenta la concentración de SO2 en la salida desde los 0,224 kmoles/h hasta los 0,558 kmoles/h), por lo que habrá que realizar ajustes de otros parámetros, tales como la temperatura en la operación de la torre.



Figura 119. Composición de las corrientes en el absorbedor

Además se observa en la tabla de resultados un incremento de su concentración en la corriente de salida líquida (17), teniendo una pérdida de CO2 por la misma, superior a la obtenida en simulaciones de 10 bar. Se llega a la conclusión, que el aumentar el número de etapas no favorece ni mejora los aspectos comentados anteriormente, por lo que se debe incidir en un cambio en su temperatura de operación. Por lo tanto, se considera óptimo, el uso de una torre que opere a 10 bar y con un mínimo de 5 etapas, dando lugar a valores y concentraciones adecuadas según se ha analizado anteriormente.


S tream ID 1 6 1 2 1 7 1 8

Temperatu re C 1 50 ,0 1 0,0 1 0,3 2 6,7

Pressu re b ar 20 ,0 00 20 ,0 00 20 ,0 00 20 ,0 00

Vap or Frac 0 ,00 0 1 ,00 0 0 ,00 0 1 ,00 0

Mole F lo w k mo l/h r 50 5,26 4 1 17 9 0,9 5 3 66 0,01 3 1 16 3 6,2 0 4

Mass F lo w k g/h r 9 5 21 ,7 66 4 57 20 0 ,6 60 1 66 2 9,2 9 7 4 50 09 3 ,1 29

Volume Flow cu m/h r 10 ,9 69 1 38 7 6,3 2 0 15 ,1 97 1 45 0 5,1 2 7

Enth alpy MMkcal/h r -3 3,6 7 7 - 64 1 ,98 3 -4 9,2 3 2 - 62 6 ,42 7


CARBO-0 1 15 ,0 47 6 8 08 ,5 07 16 7,65 6 6 6 55 ,8 98

WATER 48 9,47 9 5 ,69 1 47 8,46 4 16 ,7 06

SULFU-0 1 0 ,55 8 < 0 ,0 01 < 0 ,0 01 0 ,55 8

OXYGE- 01 0 ,16 7 4 4 73 ,4 78 7 ,41 1 4 4 66 ,2 35

SULFU-0 2 2 ,76 4 2 ,76 4 tr ace

SULFU-0 3 0 ,25 2 0 ,25 2 tr ace

NI TRI- 01 < 0 ,0 01 0 ,06 9 < 0 ,0 01 0 ,06 9

NI TRO-0 1 2 ,82 7 2 ,82 2 0 ,00 5

NI TRI- 02 0 ,00 3 0 ,00 3 tr ace

NI TRO-0 2 0 ,01 3 49 7,36 2 0 ,64 2 49 6,73 4




Primera torre absorción química Componente Entrada C. Vapor C. Líquida % molar CV % molar CL

CO2 6812,917 6792,209 20,708 57,14% 6,22%H2O 430,657 121,64 307,118 1,02% 92,32%O2 4473,523 4472,161 1,362 37,63% 0,41%SO ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ SO2 0,244 0,244 0 0,00% 0,00%SO3 2,764 0 0,866 0,00% 0,26%

H2SO4 0,252 0 2,15 0,00% 0,65%NO 0,069 0,069 0 0,00% 0,00%NO2 2,827 2,496 0,331 0,02% 0,10%HNO3 0,003 0 0,003 0,00% 0,00%N2 497,366 497,242 0,124 4,18% 0,04%

Global 12220,622 11886,061 332,662 ‐‐‐ ‐‐‐ Tabla 31. Composición molar de las corrientes en el absorbedor

iv. Segunda etapa de absorción.

Se determinará el número de etapas necesarias en función de la presión de operación, ya que como hemos observado es uno de los parámetros críticos a controlar en el proceso. Para ello, se implementa una presión de 10 y 20 bar, mediante la cual se espera obtener una comparativa en la composición de salida y un número de etapas adecuada para cada opción.

v. Segunda torre de absorción a 10 bar.

Figura 120. Composición de las corrientes en el segundo absorbedor


Stream ID 2 0 2 1 2 3 2 2

Temperatu re C 0 ,0 0 ,0 0 ,1 > -0 ,1

Pressu re b ar 10 ,0 00 10 ,0 00 10 ,0 00 10 ,0 00

Vap or Frac 1 ,00 0 0 ,00 0 1 ,00 0 0 ,00 0

Mole F lo w k mo l/h r 1 17 2 2,4 7 1 25 ,2 60 1 17 2 1,8 4 7 25 ,1 02

Mass F lo w k g/h r 4 54 10 6 ,3 07 56 7,50 5 4 54 10 2 ,3 22 57 1,49 1

Volume Flow cu m/h r 2 66 2 2,4 2 6 0 ,52 3 2 66 3 1,9 5 7 0 ,52 4

Enth alpy MMkcal/h r - 63 6 ,88 8 -1 ,8 35 - 63 6 ,90 4 -1 ,8 19


CARBO-0 1 6 7 47 ,5 01 4 ,16 6 6 7 47 ,5 26 4 ,14 1

WATER 5 ,90 6 20 ,8 59 5 ,70 6 20 ,5 60

SULFU-0 1 0 ,24 1 0 ,00 3 0 ,24 1 0 ,00 3

OXYGE- 01 4 4 70 ,6 87 0 ,16 0 4 4 70 ,4 04 0 ,15 9

SULFU-0 2

SULFU-0 3 tr ace tr ace tr ace

NI TRI- 01 0 ,06 9 tr ace tr ace tr ace

NI TRO-0 1 0 ,94 7 0 ,05 8 0 ,01 8 0 ,05 8

NI TRI- 02 tr ace tr ace 0 ,83 1 0 ,16 7

NI TRO-0 2 49 7,12 1 0 ,01 4 49 7,12 1 0 ,01 4

NI TRO-0 3 tr ace tr ace < 0 ,0 01 tr ace



Se observa que si se diminuye el número de etapas desde las 20 para lo que se diseñó originalmente hasta las 10, los resultados no son tan satisfactorios:

• Se detecta un incremento en la concentración de HNO3 en la corriente de salida en estado vapor (23). En este caso, obliga a introducir algún tipo de separación que facilite la eliminación de este componente de esta corriente.

Figura 121. Balance de materia de las corrientes en el absorbedor Si se continúa disminuyendo las etapas desde 10 hasta 5, se obtendrán resultados semejantes a los expuestos en la tabla anterior.

• Se detecta de nuevo un elevado nivel de nítrico en esta

corriente, obligando a realizar en el proceso una separación, complicando el proceso.

• Por lo que parece evidente que al menos se debe simular con unas 15‐20 etapas (recordar que en la bibliografía se recomendaba el uso de 30‐40 etapas en condiciones normales).

Heat an d Mat erial Bal ance Table

St ream ID 20 21 23 22

Temperatu re C 0 ,0 0 ,0 0 ,1 > - 0,1

Pr essu re bar 10 ,00 0 10 ,00 0 10 ,00 0 10 ,00 0

Vapor Fr ac 1, 00 0 0, 00 0 1, 00 0 0, 00 0

Mole Flo w kmol/ hr 1 172 2, 471 25 ,26 0 1 172 1, 798 25 ,14 9

Mass F lo w kg /hr 45 41 06 ,30 7 567 ,5 05 45 40 98 ,50 0 575 ,3 13Vo lume F low cu m/h r 2 662 2, 426 0, 52 3 2 663 2, 282 0, 52 7

En thalpy MMk cal/ hr - 636 ,8 88 -1, 83 5 - 636 ,9 02 -1, 82 1

Mole Flo w kmol/ hr

CARBO-01 6 74 7,5 01 4, 16 6 6 74 7,5 18 4, 14 9

WAT ER 5, 90 6 20 ,85 9 5, 72 8 20 ,53 8

S UL FU-01 0, 24 1 0, 00 3 0, 24 1 0, 00 3

OXYGE -01 4 47 0,6 87 0, 16 0 4 47 0,4 04 0, 16 0

S UL FU-02 S UL FU-03 trace trace trace

NITRI-0 1 0, 06 9 trace trace trace

NITRO- 01 0, 94 7 0, 05 8 0, 01 7 0, 05 8

NITRI-0 2 trace trace 0, 77 1 0, 22 8

NITRO- 02 497 ,1 21 0, 01 4 497 ,1 21 0, 01 4

NITRO- 03 trace trace < 0 ,00 1 trace




Componente Entrada C. Vapor C.

Líquida % molar CV % molar CL

CO2 6792,208 6769,135 23,074 57,64% 16,39%

H2O 121,641 6,058 114,302 0,05% 81,17%O2 4472,16 4470,598 0,889 38,07% 0,63%SO ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐SO2 0,244 0,227 0,017 0,002% 0,01%SO3 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐

H2SO4 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐NO 0,069 0 0 0,00% 0,00%NO2 2,496 0,002 0,003 0,00% 0,00%HNO3 0 0,103 2,457 0,001% 1,74%N2 497,242 497,166 0,076 4,23% 0,05%

Global 11886,06 11743,289 140,818 100,00% 100,00% Tabla 32. Composición de las corrientes en el absorbedor

Por lo tanto se considera como el caso más optimo, el uso de una segunda torre de absorción de al menos 20 etapas a presión de 10 bar.

vi. Segunda torre de absorción a 20 bar.

Figura 122. Balance de materia de las corrientes en el absorbedor.

Si se realiza la primera simulación a 20 bar y mantenemos las 20 etapas, se obtiene lo siguiente:

• Una mayor conversión en HNO3 respecto del NO2, lo cual siempre es positivo.

Hea t and Ma te ri al Ba lance Table

Stream ID 20 21 23 22

Tempera ture C 0, 0 0, 0 0, 1 > -0,1

Pre ssure bar 20,000 20,000 20,000 20,000

Vapor Frac 1,000 0,000 1,000 0,000

Mole Flow kmol /hr 11710, 257 37,474 11709, 173 37,836

Mass Fl ow kg/ hr 453665,662 1008, 144 453626,681 1047, 126

Vol ume Fl ow cum/ hr 13297, 344 0,907 13303, 201 0,936

Ent ha lpy MMkca l/ hr -635,909 -2,872 -635,898 -2,883

Mole Flow kmol /hr

CARBO-01 6739, 310 12,357 6739, 185 12,481

WATER 2,329 24,436 2,286 24,020

SULFU-01 0,234 0,010 0,234 0,010

OXYGE-01 4470, 371 0,476 4470, 103 0,481

SULFU-02

SULFU-03 trace trace trace

NITRI-01 0,069 trace trace trace

NITRO-01 0,850 0,155 trace 0,157

NITRI-02 trace trace 0,270 0,647

NITRO-02 497,094 0,040 497,094 0,041

NITRO-03 trace trace trace trace



• También se detecta una mayor concentración de HNO3 en la corriente de salida en estado vapor, de nuevo obligando a realizar una separación en condiciones más severas. Por lo que en función del aspecto económico, se valora si es óptimo tener una mayor conversión y el gasto en la separación no solapa o dilapida esta mejora en la absorción química.

A continuación se estudia la reducción del número de etapas hasta las 10, observándose lo expuesto anteriormente. A medida que se disminuyen el número de etapas, no se observa una variación digna de mención en los compuestos y por lo tanto, tampoco se detecta una mejoría u posible optimización. Por lo que se considera que al menos se requieren de 20 etapas para ajustarse a una adecuada simulación. Todo ello concuerda con la bibliografía consultada, ya que en la misma, se especifica el uso de al menos 30 etapas para obtener unos resultados semejantes.

Como conclusión final, se detalla que para la segunda torre de absorción, es preferible utilizar una torre que opere a 10 bar y con aproximadamente 20 etapas en las condiciones de temperatura ya expuesta en el apartado de simulación de este proyecto.

8.3. Optimización del reactor.

i. Se estudiará a través del uso de un catalizador en el mismo, para aumentar la velocidad de reacción.

La oxidación del dióxido de azufre a trióxido de azufre en presencia de oxígeno es una reacción que ocurre en forma espontánea muy lentamente debido a su alta energía de activación. Para acelerar la reacción se utilizan catalizadores como pentóxido de vanadio (V2O5) o platino que permiten la oxidación del gas a medida que se produce el contacto con el catalizador sólido. Antiguamente se utilizaba como catalizador una mezcla de óxidos de nitrógeno gaseosos. La oxidación mediada por catalizadores es utilizada en la fabricación industrial de ácido sulfúrico.



SO2 + ½ O2 SO3

ii. Otro aspecto a tener en cuenta, sería el operar en el reactor a distintas

presiones y temperaturas, lo cual ya se estudió en el primer apartado de este análisis de sensibilidad, obteniéndose los siguientes resultados.


CO2 6808,507 6808,507 0,00%

H2O 5,945 5,691 ‐4,27%O2 4476,402 4473,478 ‐0,07%SO2 3,016 0,01 99,67%SO3 0 2,764 91,31%




CO2 6398,504 6398,504 0,00%

H2O 1,137 1,063 ‐6,51%O2 4459,569 4457,418 ‐0,05%SO2 1,447 0,01 99,31%SO3 0 1,374 94,26%



Componente Conversión parcial a 10 bares

Conversión parcial a 30 bares

CO2 0,00% 0,00%

H2O ‐4,27% ‐6,51% O2 ‐0,07% ‐0,05% SO2 99,67% 99,31% SO3 91,31% 94,26%

H2SO4 8,02% 4,35% NO 97,62% 98,65% NO2 97,52% 98,55% HNO3 0,07% 0,10%

Tabla 35. Comparativa reactor en operación a 10 y 30 bar.



De nuevo se observa que el aumento de la presión en el mismo no aporta grandes ventajas:

• Se alcanza mayor conversión en cuanto a SO2 a 10 bar que a 30 bar. • Se obtiene un oleum, de mayor concentración en sulfúrico en la

corriente líquida, el cual es imprescindible en el siguiente paso de absorción química. Además, esto implica un incremento en la conversión, evitando así un rechazo de este componente mayor respecto del proceso a 30 bar.

Llegando a la conclusión de que el proceso es óptimo con un reactor que opere a 10 bar y el rango de temperatura especificado en el apartado de simulación de este proyecto (75‐150º C). Es importante tener en cuenta, el posible uso de un catalizador que acelere la velocidad de reacción por necesidades industriales, siempre y cuando se tenga en cuenta que no incrementará la conversión del SO2 en ninguno de los casos.

8.4. Uso de otros tipos de carbones, tales como el subbitominoso (mayor

concentración de SO2 y NOx).

En este caso se reflejará como evoluciona el sistema si se introduce una corriente gaseosa proveniente de la oxi‐combustión parcial de un carbón sub‐bitominoso con las siguientes características:

Elemento % p/p Tn/h Kmoles/h Componente Kmoles/h entrada ciclo compresión

C 52,66 82,20 6850,08 CO2 6850,08 H 3,76 5,87 2934,63 NO 34,34 O 14,59 22,77 711,71 O2 4647,13 N 0,66 1,03 34,34 N2 464,71 S 0,09 0,14 4,39 SO2 4,39

H2O 26,75 41,76 2319,78 H2O 3784,44 Cenizas 1,49 2,33 193,82 Cenizas 193,82

Tabla 36. Composición de las corrientes de entrada a la planta diseñada

Al implementar esta corriente en el sistema diseñado, es obligado referirse a cada punto crítico del mismo, sin variar ningún parámetro ya especificado anteriormente (presiones, temperaturas…).



i. Reactor catalítico.

Se obtiene la siguiente tabla de resultados de Aspen Plus.

Figura 123. Balance de materia de las corrientes en el reactor.

Si se transcribe mediante simples balances, se observará que los productos requeridos son semejantes en composición y cantidad a los estudiados en el caso de la antracita.


CO2 6723,345 6723,345 0,00% H2O 6,006 5,73 4,60% O2 4641,573 4623,257 0,39% SO2 3,097 0,001 99,97% SO3 0 2,837 91,57%

H2SO4 0 0,259 8,36% NO 34,32 0,803 97,66% NO2 0 33,485 97,57% HNO3 0 0,032 0,09% N2 Inerte 464,279

Tabla 37. Composición y conversión de las corrientes en el reactor


Stream ID 10 11

Temperature C 250.0 300.0

Pressure bar 10.000 10.000

Vapor Frac 1.000 1.000

Mole Flow kmol/hr 118 72.620 118 54.029

Mass Flow kg/hr 458760.319 458760.319

Volume Flow cum/hr 516 41.641 564 88.694

Enthalpy MMkcal/hr -60 8.312 -60 3.236

Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 6723.345 6723.345

WATER 6.006 5.730

SULFU-01 3.097 < 0.001

OXYGE-01 4641.573 4623.257

SULFU-02 2.837

SULFU-03 0.259

NITRI-01 34.320 0.803

NITRO-01 33.485

NITRI-02 0.032

NITRO-02 464.279 464.279

NITRO-03 < 0.001



Conclusiones:

Se obtiene una eliminación del SO2 (a causa de una eficiencia del 99,97% respecto de este elemento) muy pareja a la ocurrida en el caso de la antracita, obteniendo un producto denominado oleum, de semejante composición al primer caso de este proyecto.

Es importante mencionar también, que se alcanza una gran recuperación en cuanto al NO, que sale como NO2 mayoritariamente (destacar un valor del 97,66%, teniendo en cuenta el aumento considerable en la entrada de este componente, muy superior a los 4,8 kmoles/h admitidos en la salida de una caldera).

ii. Primera torre de absorción química.


Figura 124. Balances de materia de las corrientes en el absorbedor

Si se transcribe mediante simples balances, se observará que los productos requeridos son semejantes en composición y cantidad a los estudiados en el caso de la antracita.


Stream ID 16 12 17 18

Temperature C 150,0 1 0,0 9,9 2 3,0

Pressure bar 10,000 10,000 10,000 10,000

Vapor Frac 0,000 1,000 0,000 1,000

Mole Flow kmol/hr 434,512 118 54,029 496,134 117 92,382

Mass Flow kg/hr 7955,966 458760,319 114 08,429 455307,856

Volume Flow cum/hr 9,197 279 05,369 10,344 290 38,261

Enthalpy MMkcal/hr -28,738 -63 3,722 -34,187 -62 8,273

Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 4,450 6723,345 62,538 6665,257

WATER 429,756 5,730 405,802 29,659

SULFU-01 0,255 < 0,001 < 0,001 0,255

OXYGE-01 0,048 4623,257 2,875 4620,430

SULFU-02 2,837 2,813 trace

SULFU-03 0,259 0,284 trace

NITRI-01 < 0,001 0,803 < 0,001 0,802

NITRO-01 33,485 21,564 11,920

NITRI-02 0,032 0,032 trace

NITRO-02 0,003 464,279 0,225 464,058

NITRO-03 < 0,001 < 0,001 < 0,001



Primera torre absorción química


CO2 6727,795 6665,257 62,538 56,52% 12,61%

H2O 435,486 29,659 405,802 0,25% 81,79% O2 4623,305 4620,43 2,875 39,18% 0,58% SO ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ SO2 0,256 0,255 0,001 0,00% 0,00% SO3 2,837 0 2,813 0,00% 0,57%

H2SO4 0,259 0 0,284 0,00% 0,06% NO 0,804 0,802 0,001 0,01% 0,00% NO2 33,485 11,92 21,564 0,10% 4,35% HNO3 0,032 0 0,032 0,00% 0,01% N2 464,282 464,058 0,225 3,94% 0,05%

Global 12288,541 11792,381 496,135 ‐‐‐ ‐‐‐ Tabla 38. Composición molar de las corrientes en el absorbedor

Conclusiones:

Se obtiene una eliminación del SO2 muy pareja a la ocurrida en el caso de la antracita, obteniendo un producto denominado oleum, de semejante composición al primer caso de este proyecto.

Además destacar la separación en cuanto a NO2 en esta torre, reduciendo la corriente hasta el 30 % aproximadamente.

iii. Segunda torre de absorción química.




Figura 125. Balances de las corrientes en el absorbedor

Si de nuevo se transcribe la tabla anterior, mediante simples balances, se observará que los productos requeridos son semejantes en composición y cantidad a los estudiados en el caso de la antracita.



CO2 6665,257 6660,452 4,805 56,69% 14,44%

H2O 29,66 4,124 19,577 0,04% 58,84% O2 4620,43 4616,857 0,193 39,29% 0,58% SO ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ SO2 0,255 0,251 0,004 0,00% 0,01% SO3 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐

H2SO4 ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ ‐‐‐ NO 0,803 0 0,001 0,00% 0,00% NO2 11,921 0 0,807 0,00% 2,43% HNO3 0 4,049 7,867 0,03% 23,65% N2 464,058 464,043 0,015 3,95% 0,05%

Global 11792,384 11749,776 33,269 100,00% 100,00% Tabla 39. Composición molar de las corrientes en el absorbedor


Stream ID 20 21 23 22

Temperature C 0,0 0,0 1,5 -0,2Pressure bar 10,000 10,000 10,000 10,000

Vapor Frac 1,000 0,000 1,000 0,000

Mole Flow kmol/hr 117 62,655 29,727 117 53,594 29,450

Mass Flow kg/hr 454621,534 686,322 454444,589 863,267

Volume Flow cum/hr 267 13,687 0,622 268 38,006 0,732

Enthalpy MMkcal/hr -62 8,605 -2,107 -62 8,731 -1,982

Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 6660,435 4,822 6660,452 4,805 WATER 5,768 23,892 4,124 19,577

SULFU-01 0,251 0,004 0,251 0,004

OXYGE-01 4620,236 0,194 4616,857 0,193

SULFU-02

SULFU-03 trace trace t race NITRI-01 0,802 < 0,001 trace < 0,001

NITRO-01 11,121 0,800 trace 0,807

NITRI-02 trace trace 7,867 4,049 NITRO-02 464,043 0,015 464,043 0,015

NITRO-03 < 0,001 trace trace t race



Conclusiones:

Se detecta una eliminación completa de NO y NO2 en la corriente gaseosa, el cual es el objetivo principal de la misma.

Se observa que en esta torre con estas condiciones definidas (presión, temperatura y número de etapas), es incapaz de reducir el HNO3 presente en la corriente gaseosa de salida, lo cual supondría un problema si se introduce en el ciclo de compresión, dando lugar a condensables muy corrosivos que dañarían con elevada frecuencia los equipos del mismo (bombas y compresores), así como dificultaría su transporte.

Todo esto se puede solucionar interponiendo una separación previa, tal y como estaba diseñado el proceso estudiado, dando una corriente de la siguiente composición.


Stream ID 30

Temperature C 100,0

Pressure bar 10,000

Vapor Frac 1,000

Mole Flow kmol/hr 6819,182

Mass Flow kg/hr 293093,240


Enthalpy MMkcal/hr -582,348

Mole Flow kmol/hr

CARBO-01 6245,469

WATER 0,002

SULFU-01 0,117

OXYGE-01 540,742

SULFU-02

SULFU-03

NIT RI-01

NIT RO-01

NIT RI-02 0,014

NIT RO-02 32,838

NIT RO-03

Figura 126. Composición de la corriente final tras las absorciones.

Que como se puede observar, está prácticamente limpia de HNO3, evitando todos los problemas anteriores y por lo tanto alcanzando una operación óptima de este proceso en todos los aspectos. Se podría implementar el uso de una corriente en la que la concentración de entrada de SO2 fuese muy superior a la establecida hasta ahora.



Se observará un producto adecuado, en el que se cumplen de nuevo las concentraciones de salida desde el punto de vista medioambiental. Mencionar que a partir de unas cantidades superiores a 15 kmoles/h (los cuales no están permitidos en la salida de una caldera), habría que realizar cambios en el sistema diseñado, tales como:

Cambiar la posición de la separación realizada antes del reactor y llevarla a cabo tras el mismo, consiguiendo de esta manera que toda la corriente de SO, pase a través del reactor y consiguiendo una mayor cantidad de SO2 en la oxidación que se da en el mismo.

Además se podría plantear la variación de las temperaturas en las dos separaciones previas existentes antes del reactor, para optimizarlas y no arrastrar una corriente de SO2 mayor a la torre de absorción química que encontramos en primera instancia.

Con ello se llega a que se ha obtenido y diseñado un proceso óptimo en cuanto a la limpieza y lavado de gases procedentes de una oxi‐combustión parcial, consiguiendo eliminar el SO2 y NOx, hasta los límites establecidos legalmente, de forma que obtenemos una corriente final, prácticamente pura en CO2, que puede ser fácilmente transportable, mediante un adecuado sistema de conducciones.

8.5. Tipos de compresiones y diferencias (isentrópicas, politrópicas).

De este punto se escribió en la introducción del proyecto, llegando a una serie de conclusiones. Por lo que, sólo faltaría aportar una serie de datos y tablas realizadas mediante Aspen, para alcanzar una conclusión más clara. 8.5.1. Adecuación corriente de entrada mediante pre‐compresión.



Figura 127. Consumo y eficiencia del primer ciclo de compresión

Figura 128. Consumo y eficiencia del primer ciclo de compresión

En este caso se obtiene una eficiencia de 0,72 y un consumo energético de 48047 KW, que supone unos 48,047 MW ó un 16,01 % de la energía generada.

8.5.2. Ciclo de compresión de la corriente final.



Figura 129. Consumo y eficiencia del segundo ciclo de compresión Figura 130. Consumo y eficiencia del tercer ciclo de compresión

Figura 131. Consumo y eficiencia del cuarto ciclo de compresión

En este último ciclo, se observa una compresión con una eficiencia de 0,72. El consumo en este caso es de: 7534,77 + 9103,97 + 5890,066 = 22528,8 KW, que supone 22,53 MW ó lo que es lo mismo, un 7,5 % de la energía generada en la central térmica.



9. Transporte de la corriente final

Un aspecto a tener en cuenta en el diseño de una red de tuberías y estaciones de bombeo para el transporte de esta corriente es la dificultad que entraña el uso de un fluido en estado supercrítico, que es en el que se encuentra el CO2. Por lo que se realizará una estimación de las conducciones y transporte a realizar, con diámetro de tuberías, velocidades de paso a través de las mismas y estaciones de bombeo intermedias necesarias, siempre teniendo presente los siguientes datos: Densidad crítica CO2 = 467,60 kg/m

3. Presión crítica CO2 = 7,38 MPa = 73,8 bar. Temperatura crítica CO2 = 31,4º C = 304,4 K. A partir de este punto crítico, el CO2 se podrá transportar como fluido supercrítico que es lo que nos interesa, ya que no puede realizarse en estado gaseoso, debido entre otras razones, a la necesidad de ser impulsado con bombas y no compresores.

Figura 132. Diagrama de condiciones supercríticas de un fluido.

Si se llevase a cabo en otro estado, se obtendría un fluido bifásico en la conducción y muy distintas condiciones para diseñar las mismas, por lo que es



más lógico centrarse en un solo fluido en el que se mantienen unas condiciones de presión y temperatura. Es vital conocer que algunos parámetros necesarios para el diseño y cálculo de las conducciones (factor de fanning, reynolds, rugosidad relativa…) variarán enormemente su valor con un insignificante aumento o disminución de presión o temperatura. En este caso, preocupa la densidad y la viscosidad. Como se observa en la tabla inferior, en condiciones supercríticas, cualquier fluido varía sus propiedades de la siguiente forma:

Tabla2. Comparación de Gases, Fluidos Supercríticos y Líquidos

Densidad (kg/m3) Viscosidad (μPa S) Difusividad (mm²/s)

Gases 1 10 1‐10

Fluidos Supercríticos 100‐1000 50‐100 0,01‐0,1

Líquidos 1000 500‐1000 0,001

Tabla 40. Comparativa densidad, viscosidad y difusividad para distintos estados de los fluidos.

Se comprueba en la tabla que las condiciones son muy variables en cuanto a viscosidad y densidad. Por ello se comentó que se realizaría una estimación, en la que se diseñase para distintos casos o un promedio de alguno de ellos y así obtener unos resultados lo más reales posibles, ya que desconocemos aún el comportamiento real del fluído en las concentraciones existentes en ese transporte. Para ello habría que realizar una serie de ensayos de laboratorio, donde se reflejasen estas condiciones y se estudiase el comportamiento del efluente en el mismo, lo cual supera los límites de batería de este proyecto. Por lo tanto, se realizará el estudio a través de los siguientes datos:

I. Utilizando datos promediados de viscosidad y densidad. Rango de densidad: 200 – 900 kg/m3 Rango de viscosidad: 0,0065 – 0,05 cP



II. Utilizando datos del estudio realizado por Kinder Morgan, que se detallará a continuación.

Datos de densidad del CO2 según Kinder Morgan

Tabla 41. Densidad del CO2 según Kinder‐Morgan.

Datos de viscosidad del CO2 según Kinder Morgan



Tabla 42. Viscosidad del CO2 según Kinder‐Morgan. Una vez definidos ambos métodos de estudio a realizar, se determinarán los datos principales:

Caudal a transportar: 6989,42 kmoles/h = 340,62 m3/h Presión inicial: 200 bar Temperatura inicial: ‐5º C = 268 K Se transportará el fluido a través de 150 Km, para ello serán necesarios los siguientes accesorios:

20 codos de 90º 15 válvulas de retención 4 entradas bruscas 4 salidas bruscas 4 tubos salientes 1 Te de flujo derivado

A continuación se detallarán las ecuaciones, ábacos y cálculos a realizar para obtener el diseño teórico de estas conducciones.



Se debe mantener las condiciones supercríticas en toda la longitud de la conducción que se diseñe para el transporte, para ello se debe introducir las estaciones de bombeo que sean necesarias. Para saber en qué puntos instalar las mismas y qué cantidad, es imprescindible calcular las pérdidas existentes en el sistema de transporte. Para ello se recurre a dos tipos de pérdidas (para simplificar el diseño):

Pérdidas por fricción: 2

42

int

vDLfh f ••=

Donde, f: es el factor de fanning, que depende del Re y ε, para entrar en el ábaco de Moody. L: es la longitud de la tubería o conducción Dint: es el diámetro interior de la tubería escogida v: es la velocidad de paso a través de la tubería escogida La velocidad escogida será una intermedia entre la lógica para un gas y un líquido, es decir, un rango comprendido entre los 9 – 10 m/s. En este caso el fluido supercrítico se supondrá que viaja a 10 m/s. ε vendrá determinado por el tipo de tubería y el diámetro de la misma. Para entrar en el ábaco de Moody y obtener un factor de fanning, es conocido que tanto el eje de abscisas como el de ordenadas depende indirectamente del D de la tubería escogida. Por ello, se detalla el cálculo realizado para determinar este diámetro. Según la siguiente ecuación:

)/()/()(

32

smvhmQmA =

Teniendo en cuenta un caudal a transportar de 340,62 m3/h y una velocidad requerida de al menos 10 m/s, se obtiene un área de 34,06 m2.

Si se traduce en diámetro con la siguiente expresión, πAD •

=4

Como resultado un D = 6,58 m.



Se trata de un diámetro poco común y demasiado elevado, por lo que es conveniente y más económico reducirlo hasta diámetros inferiores, más habituales en el mercado y por lo tanto de menor coste. Por ello, se decide emplear tres conducciones semejantes de la longitud estimada, mediante la cual se transporta el caudal dividido a la misma presión, a través de las mismas. Consiguiendo así tres conducciones a diseñar de 2,2 m de diámetro. Por ello se llevará a cabo el siguiente diseño:

Una única conducción de 6,58 m de diámetro. Dos conducciones con una división de caudal ecuánime en ambas (se realizará el diseño de una de ellas y se interpolará para la restante).

Tres conducciones con división del caudal ecuánime entre ellas (se realizará el diseño de una de ellas y se interpolará para las restantes).

Cuatro conducciones en paralelo con su correspondiente división de caudal de forma ecuánime entre todas ellas (se realizará el diseño de una de ellas y se interpolará para las restantes).

Una vez finalizados estos cálculos se puede iniciar los del número de Reynolds y el de rugosidad relativa. 1. Una única conducción de 6,58 m de diámetro Se estudiarán como ya se comentó dos casos:

I. Usando datos promediados de densidad y viscosidad, los datos serían los siguientes:

ρ = 700 kg/m3 μ = 0,009 Pa‐s = 0,009 N*s/m2 = 0,09 kg/m*s

51011,509,0

58,610700Re •=••

=••

=µ

ρ Dv

ε : se determina, entrando con el diámetro de la tubería en una tabla, en función del material escogido. Como el material elegido es el de acero comercial y el diámetro escogido es de 6,58 metros = 259,05 in (Dint cercano a las 20 in), el factor de rugosidad relativa será: 0,000007. Por lo tanto se entrará en el ábaco con el siguiente valor:



000007,0=Dε

Que facilita un factor de fanning que se encuentra por debajo de los límites de las tablas, por lo que interpolando, se aproxima a 0,006. Por lo tanto, las pérdidas por fricción en el caso I, serán las siguientes:

2222

int

/67,885822

10508,0

150000006,02

4 smvDLfh f =••=••=

II. Utilizando datos del estudio realizado por Kinder Morgan, los datos de

densidad y viscosidad serían los siguientes: ρ = 1024,7 kg/m3 μ = 0,00014 Pa‐s = N*s/m2 = 0,0014 kg/m*s

71081,40014,0

58,6107,1024Re •=••

=••

=µ

ρ Dv

Al igual que en el caso anterior, se entrará en el ábaco con el siguiente valor de rugosidad relativa:

000007,0=Dε

Lo cual, propone el siguiente valor del factor de fanning: 0,005 Por lo tanto, las pérdidas por fricción en el caso II, serán las siguientes:

2222

int

/664372

10508,0

1500000045,02


Pérdidas por accesorios: 2

2vKh f •=

donde: K: es el coeficiente de resistencia para codos y accesorios. v: es la velocidad de paso del fluido a través de la/s conducciones.



En el caso de esta expresión, sólo hay que buscar en unas tablas, que se pueden encontrar en bibliografía conocida (Perry, Brown) y obtener los valores de ese coeficiente para cada uno de los accesorios mencionados anteriormente.

El despiece será el siguiente, tras ser consultado en las tablas correspondientes: Tipo de accesorio

Diámetro interior conducción (in)

Coeficiente de resistencia (K)

Cantidad necesaria

Valor de K global

Codos de 90º 20 0,22 20 4,4 Válvulas de retención

20 2 15 30

Entrada brusca 20 0,5 4 2 Salida brusca 20 1 4 4 Tubo saliente 20 1 4 4 Tes de flujo derivado

20 0,9 1 0,9

Suma total de pérdidas por accesorios 45,3 Tabla 43. Cálculos pérdidas de carga en accesorios.

Se introduce en la ecuación original y el resultado es el siguiente (será el mismo para ambos casos, ya que se trata de la misma conducción en ambos):

2222

/22652

103,452

smvKh f =•=•=

Por lo que las pérdidas globales serán la suma de ambas para los dos casos:

I. Hf = 88582,67 + 2265 = 90847,67 m2/s2 / 9,8 m/s2 = 9270,17 m = 9,27

km.

II. Hf = 66437 + 2265 = 68702 m2/s2 / 9,8 m/s2 = 7010,4 m = 7,01 km.

Estos resultados son las pérdidas de carga calculadas mediante ambas metodologías, para una conducción de 6,58 m de diámetro. 2. Dos conducciones con una división de caudal ecuánime en ambas (se realizará el diseño de una de ellas y se interpolará para la restante). Según la siguiente ecuación:

)/()/()(

32

smvhmQmA =



Teniendo en cuenta un caudal a transportar de 170,31 m3/h (por cada conducción) y una velocidad requerida de al menos 10 m/s, se obtiene un área de 17,03 m2.


=4

Como resultado un D = 4,65 m. Estos diámetros de tubería siguen sin ser accesibles en el mercado, lo cual encarece el transporte mediante el uso de estos tamaños de conducción. Se estudiarán igual que en el primer punto de este apartado dos casos:

I. Usando datos promediados de densidad y viscosidad, los datos serían los siguientes:

ρ = 700 kg/m3 μ = 0,009 Pa‐s = 0,009 N*s/m2 = 0,09 kg/m*s

51061,309,0

65,410700Re •=••

=••

=µ

ρ Dv

ε : se determina entrando con el diámetro de la tubería en una tabla, en función del material escogido. Como el material elegido es el de acero comercial y el diámetro escogido es de 4,65 metros = 183,07 in (Dint cercano a las 20 in), el factor de rugosidad relativa será: 0,00001. Por lo tanto se entrará en el ábaco con el siguiente valor:

00001,0=Dε

Que nos facilita un factor de fanning de: 0,014. Por lo tanto, las pérdidas por fricción en el caso I, serán las siguientes:

2222

int

/91,2066922

10508,0

150000014,02




II. Utilizando datos del estudio realizado por Kinder Morgan, los datos de densidad y viscosidad serían los siguientes:

ρ = 1024,7 kg/m3 μ = 0,00014 Pa‐s = N*s/m2 = 0,0014 kg/m*s

6104,30014,0

65,4107,1024Re •=••

=••

=µ

ρ Dv


00001.0=Dε


2222

int

/68,1550192

10508,0

1500000105,02


Por lo que las pérdidas globales serán la suma de las pérdidas por fricción (calculadas en este apartado) y las pérdidas por accesorios (se mantienen las del primer punto, debido a que no se ha variado la velocidad de paso del fluido a través de la conducción) para los dos casos:

III. Hf = 206692,91 + 2265 = 208957,91 m2/s2 / 9,8 m/s2 = 21322,23 m =

21,32 km.

IV. Hf = 155019,68 + 2265 = 157284,68 m2/s2 / 9,8 m/s2 = 16049,45 m =

16,05 km.

3. Tres conducciones con división del caudal ecuánime entre ellas (se realizará el diseño de una de ellas y se interpolará para las restantes). Según la siguiente ecuación:



)/()/()(

32

smvhmQmA =



=4

Como resultado un D = 3,80 m. Estos diámetros de tubería aún son poco accesibles en el mercado, lo cual encarece el transporte mediante el uso de estos tamaños de conducción. Se estudiarán igual que en el primer y segundo punto de este apartado dos casos: I. Usando datos promediados de densidad y viscosidad, los datos serían los

siguientes: ρ = 700 kg/m3 μ = 0,009 Pa‐s = 0,009 N*s/m2 = 0,09 kg/m*s

51095,209,0

8,310700Re •=••

=••

=µ

ρ Dv


000012,0=Dε




2222

int

/8,2140742

10508,0

1500000145,02


II. Utilizando datos del estudio realizado por Kinder Morgan, los datos de

densidad y viscosidad serían los siguientes: ρ = 1024,7 kg/m3 μ = 0,00014 Pa‐s = N*s/m2 = 0,0014 kg/m*s

61078,20014,0

8,3107,1024Re •=••

=••

=µ

ρ Dv


000012.0=Dε


2222

int

/79,1476372

10508,0

15000001,02



I. Hf = 214074,8 + 2265 = 216339,8 m2/s2 / 9,8 m/s2 = 22075,48 m = 22,07 km.

II. Hf = 147637,79 + 2265 = 149902,8 m

2/s2 / 9,8 m/s2 = 15296,2 m = 15,29 km. 4. Cuatro conducciones en paralelo con su correspondiente división de caudal de forma ecuánime entre todas ellas (se realizará el diseño de una de ellas y se interpolará para las restantes).

Según la siguiente ecuación:



)/()/()(

32

smvhmQmA =



=4

Como resultado un D = 3,2 m. Estos diámetros de tubería se asemejan a los utilizados en los gaseoductos, por lo que es recomendable por parte de la ingeniería de diseño estimar los costes de este tipo de conducciones según los distintos fabricantes o proveedores existentes. Se estudiarán igual que en los anteriores puntos de este apartado dos casos: II. Usando datos promediados de densidad y viscosidad, los datos serían los

siguientes: ρ = 700 kg/m3 μ = 0,009 Pa‐s = 0,009 N*s/m2 = 0,09 kg/m*s

51048,209,0

2,310700Re •=••

=••

=µ

ρ Dv


000018,0=Dε




2222

int

/58,2288382

10508,0

1500000155,02


III. Utilizando datos del estudio realizado por Kinder Morgan, los datos de

densidad y viscosidad serían los siguientes:

ρ = 1024,7 kg/m3 μ = 0,00014 Pa‐s = N*s/m2 = 0,0014 kg/m*s

71034,20014,0

2,3107,1024Re •=••

=••

=µ

ρ Dv


000018,0=Dε


2222

int

/01,1328742

10508,0

150000009,02



I. Hf = 228838,58 + 2265 = 231103,58 m2/s2 / 9,8 m/s2 = 23581,99 m = 23,58 km.

II. Hf = 132874,01 + 2265 = 135139,01 m

2/s2 / 9,8 m/s2 = 13789,7 m = 13,78 km.



8.5.3. Comparativa y conclusiones.

Comparativa entre los distintos casos de transporte de CO2

Pérdidas de carga (km) usando valores promedio de densidad y viscosidad del

CO2

Pérdidas de carga (km) usando valores de densidad y viscosidad

según Kinder‐Morgan

Caso1. Única tubería de 6,58m 9,27 7,01

Caso 2. Dos conducciones de 4,65m 21,32 16,05

Caso 3. Tres conducciones de 3,8m 22,07 15,29

Caso 4. Cuatro conducciones de 3,2m 23,58 13,78

Tabla 44. Comparativa de resultados pérdidas de carga en el transporte del CO2.

Los datos son volcados en la tabla inferior para mayor claridad en su análisis y obtención de conclusiones.

Comparativa pérdidas de carga

9,27

21,32 22,07 23,58

7,01

16,05 15,29 13,78

0

5

10

15

20

25

0 1 2 3 4 5

Casos

Pérd

idas

de

carg

a (k

m)

Densidad yviscosidadpromediadas

Densidad yviscosidadKinderMorgan

Figura 133. Gráfico comparativo de resultados pérdidas de carga en el transporte del CO2.

Conclusiones y posibles optimizaciones a realizar en el diseño estudiado:

Se detectan menores pérdidas cuando se utiliza la conducción única de mayor diámetro. Este caso no es viable, ya que este tipo de conducción (dimensiones), no es económicamente viable desde el punto de vista de la operación y mantenimiento, además de no existir en el mercado actual, por lo que



habría que realizar un encargo específico y gestionar su transporte a lo largo de los 150 km que se quiere enviar el CO2.

Se observa un aumento de las pérdidas de carga con los valores de densidades y viscosidades promediadas, lo cual es lógico, ya que se ha disminuido la sección de la tubería y se ha mantenido constante la velocidad de paso a través de la misma. Por lo que se debe obtener una mayor fricción y pérdidas en los puntos crítico de la instalación de conducciones.

Se detecta valores de pérdidas de carga al utilizar las densidad y viscosidad facilitada por Kinder Morgan de al menos un 41,56 % inferiores respecto de las anteriores. La diferencia más inmediata es una viscosidad de aproximadamente 10 veces menor a la utilizada en el caso de los valores promediados, lo cual es crítico en este estudio (a pesar de que la densidad es superior en este caso).

Por lo que se considera óptimo trabajar con el caso en el que se obtienen 3 o 4 conducciones en paralelo para transportar el total de caudal y realizarlo con unas velocidades algo menores, disminuyendo el rango a 5‐6 m/s, ya que de esta forma se disminuirán sustancialmente, las pérdidas de carga obtenidas en esos casos (alrededor de los 13‐15 km).

Además se incluyen una serie de comentarios a este diseño, ya que no existe un modelo único.

Conducciones recibiendo CO2 de diversas fuentes pueden originar mezclas estudiadas mediante software de simulación, como el descrito en este proyecto, pero no mediante ensayos de laboratorio o con plantas piloto destinadas a este fin.

Existen incertidumbres relativas al efecto de las impurezas sobre

Solubilidad del agua Formación de hidratos Corrosión Reacciones entre impurezas

Los datos termodinámicos y propiedades de las mezclas son escasos, especialmente para mezclas con más de una impureza (las cuales no están totalmente definidas) y con SOX y NOX

Las impurezas cambian las propiedades del fluido y afectan al diseño y operación en la conducción y su transporte.

Es complejo con los datos actuales predecir el comportamiento de los materiales, tanto metálicos como no metálicos durante el mismo.



Por ello, se plantea y propone como otra posible solución o anexo a la propuesta estudiada en este apartado del proyecto, lo siguiente:

Figura 134. Diagrama de condiciones supercríticas del CO2.

Una condición que se mantuvo fue trabajar con un fluido supercrítico e instalar una o varias estaciones de rebombeo para evitar perder las condiciones iniciales. Por ello, tal y como se observa en el gráfico superior, no es obligado trabajar en condiciones supercríticas, sino que es posible transportarlo como CO2 líquido hidratado, de esta forma las condiciones no son tan severas y el comportamiento del fluido es más sencillo de predecir. Además se admiten mayores pérdidas de carga y de temperatura durante el proceso, reduciendo el número de estaciones de bombeo a una o ninguna en el mejor de los casos.



10. Implicaciones medioambientales de las corrientes residuales.

En este apartado se detallarán todas las corrientes residuales existentes en el modelo implementado. Una vez especificadas, se mostrará la concentración de las mismas en contaminantes y se plantearán una serie de metodologías, ya sea por eliminación de las mismas por gestión de residuos o si es posible reutilizarlos como materias vendibles en función de los mismos. Lo primero es identificar las posibles corrientes a reutilizar o vender, que principalmente serán las siguientes: II. Corriente de salida líquida de la primera torre de absorción, rica en

sulfúrico de composición conocida. III. Corriente de salida líquida de la segunda torre de absorción, rica en ácido

nítrico de composición conocida. IV. Además cabe destacar varias corrientes provenientes de las separaciones

previas (4 y 15 en el esquema de Aspen Plus) y las resultantes de la evaporación y condensaciones previas al ciclo de compresión, mayoritarias en componentes incondensables (25 y 28 en el esquema de Aspen Plus).

Corriente de salida de la primera torre de absorción química.

Figura 135. Composición corriente residual primera torre absorción.



Su composición será la siguiente:

Componente Kmol/h Nm3/h % molar CV

CO2 20,708 463,8592 6,22%

H2O 307,118 7370,832 92,32% O2 1,362 32,688 0,41% SO 0 0 0,00% SO2 0 0 0,00% SO3 0,866 20,784 0,26%

H2SO4 2,15 51,6 0,65% NO 0 0 0,00% NO2 0,331 7,944 0,10% HNO3 0,003 0,072 0,00% N2 0,124 2,976 0,04%

Global 332,662 7950,7552 ‐‐‐ Tabla 45. Composición molar corriente residual primera torre absorción.

Se observa una corriente mayoritariamente compuesta por agua, con presencia de ácido sulfúrico y SO3 (oleum), la cual presenta algunas trazas de compuestos metálicos no detectables mediante la simulación realizada en Aspen Plus, ya que no lo contempla. Por lo tanto, no se considera un producto que pueda ser utilizada en laboratorios ni como producto final vendible de una industria derivada de la producción del sulfúrico. Aunque puede tener grandes ventajas si se utiliza en industrias menos estrictas, como la minería. En este caso, se puede consumir para ajustes de pH de corrientes finales, para adecuación y control químico en balsas. Para estas industrias, se podría gestionar camiones cisterna, transportándolo hasta el complejo en el que se vaya a realizar el consumo y de esta forma obteniendo una financiación de una corriente en principio considerada como residual. Se someterá a estudio por la ingeniería encargada de llevar a cabo este proyecto, realizando un estudio de las necesidades de las industrias cercanas a la instalación diseñada y la viabilidad para cumplir con este punto especificado. Corriente de salida de la segunda torre de absorción química.



Figura 136. Composición corriente residual segunda torre absorción.

Su composición será la siguiente:

Componente Kmol/h Nm3/h % molar CV CO2 23,074 516,8576 16,39%

H2O 114,302 2743,248 81,17% O2 0,889 21,336 0,63% SO 0 0 0,00% SO2 0,017 0,408 0,01% SO3 0 0 0,00%

H2SO4 0 0 0,00% NO 0 0 0,00% NO2 0,003 0,072 0,00% HNO3 2,457 58,968 1,74% N2 0,076 1,824 0,05%

Global 140,818 3342,7136 ‐‐‐ Tabla 46. Composición molar corriente residual segunda torre absorción.

Concurre en este caso de forma similar al de la corriente residual de sulfúrico, ya que se observa un efluente de alrededor del 2% en concentración de nítrico respecto de un 85 % prácticamente de agua en la misma. La concentración de HNO3 utilizado comercialmente es de un 30 %, en el caso de uso en evaporadores. Como ya se mencionó en el caso del ácido sulfúrico, no es adecuada esta concentración para el proceso tan estricto en cuanto a reactivos, temperaturas y presiones que se deben cumplir en este tipo de instalaciones industriales. Por lo que se deja en manos de la ingeniería encargada de realizar el proyecto, asegurarse de llevar a cabo un estudio de la zona donde se ubicará la instalación detallada, para poder ofrecer una vía de autogestión de esta



corriente, consiguiendo una mayor viabilidad económica del mismo, mediante la generación de activos a través de este efluente. Se nombran varios casos o industrias donde sería útil el uso de este tipo de corrientes; por ejemplo, la minería, en la cual, se utiliza este reactivo para acondicionamiento de corrientes de entrada a distintas procesos y balsas. Además es viable su uso en limpiezas químicas con reactivos en remojo, siempre y cuando se garantizase un nivel de impurezas adecuada para los mismos. Otra posibilidad a comprender en ese estudio sería el mezclado de la corriente anterior (ácido sulfúrico) con la de ácido nítrico, obteniendo agua regia, muy útil en distintos procesos analíticos de la industria química; tales como las valoraciones con este tipo de reactivo. Las corrientes de incondensables tienen la siguiente composición. Corriente 25, primera separación, antes del ciclo de compresión

Figura 137. Composición corriente residual primera separación incondensables.



Corriente 28, segunda separación, antes del ciclo de compresión

Figura 138. Composición corriente residual primera separación incondensables.

El resto de corrientes derivadas de separaciones secundarias o previas a cualquier equipo principal poseen la siguiente composición. Corriente 4, separación antes del ciclo de pre‐compresión (antes del reactor).

Figura 139. Composición corriente residual pre‐separación reactor.



Corriente 15, separador para recirculación a primer absorbedor

Figura 140. Composición corriente residual separador recirculación a primer absorbedor.

Existen varias posibilidades de gestión de estas corrientes; la primera de ellas se basa en la utilización de una chimenea para quemado de estas corrientes, para ellos debe cumplir con la normativa de emisiones de grandes instalaciones de combustión. Lo primero a realizar será un balance global de las corrientes de incondensables y de las corrientes derivadas de separaciones secundarias.

Componente Kmol/h Nm3/h mg/Nm3 % molar CVCO2 478,156 10710,6944 92686,02 7,31% H2O 1678,207 40276,968 325304,56 25,64% O2 3926,997 94247,928 761211,25 60,00% SO 0 0 0,00 0,00% SO2 0,987 23,688 191,32 0,02% SO3 0 0 0,00 0,00%

H2SO4 0 0 0,00 0,00% NO 0,002 0,048 0,39 0,00% NO2 0,006 0,144 1,16 0,00% HNO3 0,309 7,416 59,90 0,00% N2 460,627 11055,048 89288,19 7,04%

Global 6545,291 156321,934 ‐‐‐ ‐‐‐ Tabla 47. Composición global corrientes residuales provenientes de pre‐separaciones y de incondensables.

La solución adoptada finalmente es la siguiente. Se lleva a cabo una serie de calentamiento hasta los 150º C de las corrientes de incondensables definidas anteriormente (25 y 28) y de la corrientes secundarias derivadas de separaciones a lo largo del proceso (se utiliza un intercambiador en la 4 pero no en la 5, ya que el efluente se encuentra en estado gaseoso y a una temperatura semejante a la mencionada).



Todas estas corrientes se unifican mediante un mezclador destinado a esa finalidad, de esta forma se obtiene una corriente final residual que se lleva a un quemador o chimenea. Esta opción es viable, ya que como se puede observar en la tabla anterior, los valores de concentración de salida son los siguientes, respecto de la normativa aplicada a este tipo de instalación.

Tabla 48. Comparativa emisiones en instalación y límites legales. Como se puede comprobar las emisiones totales a la atmósfera de esta corriente final cumple la normativa prevista para el 2016, obteniendo una concentración inferior respecto al SO2 y NOx. Se incluirá esta optimización en el apartado final de diseño óptimo, una vez corroborado la viabilidad de la misma. Como última corriente residual existente en la planta se identifica una corriente en estado sólido de cenizas, que se retira mediante un electrofiltro tras la salida del efluente gaseoso de la caldera de la central térmica. Esta genera un residuo que se puede gestionar medioambientalmente siguiendo la normativa de gestión de residuos sólidos, lo cual encarecería el proceso o por el contrario sería viable la gestión en industrias del cemento, como base para la fabricación del mismo, ya que es necesario en muchos de ellos una base de cenizas, por lo que se consigue autogestión de la misma corriente y una financiación para el resto de la instalación con esta solución adoptada. Por lo tanto, teniendo en cuenta que sólo pueden entrar por normativa 22,13 kg/h y que el electrofiltro opera en un rango entre el 98 ‐ 99 % de rendimiento, se obtienen un residuo entre los 21,68 ‐ 21,90 kg/h, que supone un residuo sólido medio de 522,96 kg/día a gestionar.

Componente Composición máxima salida gases legislación

Composición salida gases

corriente residual

SO2 250 191,32

NOx 200 1,55

Partículas 25 ‐‐‐



11. Diseño óptimo.

Una vez realizado el modelado, finalizado el análisis de sensibilidad sobre la instalación y tenidos en cuenta los aspectos medioambientales de las corrientes residuales de la misma, es posible presentar el modelo óptimo, respecto a todo lo expuesto anteriormente. Se basará en el modelo presentado en el apartado de modelización, añadiendo algunos detalles observados en el análisis de sensibilidad e implementando alguna variación de las propuestas en el punto de gestión de las corrientes residuales. Por ello el modelo definitivo será el que se muestra a continuación:

Figura 141. Esquema final instalación diseñada en Aspen Plus.

Se describirá a continuación los puntos críticos y de mayor importancia.

Se llevará a cabo la compresión inicial mediante dos etapas de compresión con refrigeración intermedia, dado que es complicado encontrar catálogos y fabricantes con compresores que admitan el volumen a tratar inicialmente, por lo que se considera óptimo el uso de dos compresores de menor capacidad (más habituales en el mercado). Se justifica esta elección, además en el análisis de sensibilidad, donde se observan unas diferencias técnicas escasas y además como ya se comentó en las primeras pruebas realizadas en el comienzo del proyecto, se acerca al ciclo isotérmico la disposición de dos



compresores con enfriamiento intermedio (además del ahorro energético que supone).

Se llevará a cabo mediante el uso de compresores isentrópicos con refrigeraciones intermedias (entre las distintas etapas se intercala un intercambiador que mantiene la temperatura de entrada al ciclo anterior en su salida). Se justifica esta elección como la óptima, con el análisis de sensibilidad realizado en el proyecto. En éste se llega a la conclusión de que las diferencias en consumo y eficiencia de la compresión isentrópica y politrópica son semejantes (la isentrópica se considera más eficiente) y por lo tanto es preferible simular de la forma expuesta y utilizando las refrigeraciones intermedias para conseguir un grado de cercanía adecuado respecto del modelo isotérmico de compresión, que no es capaz de alcanzar ningún equipo real. Este punto está sujeto a cambios, en función de una evaluación económica de los posibles equipos necesarios, que no se encuentra comprendido en los límites de batería de este proyecto. Además es imprescindible modelar y realizar distintos ensayos con los esquemas de compresión definidos en una planta piloto, de manera que se alcancen unos valores similares a la realidad, que apoyen las simulaciones realizadas en este documento.

Se han implementado una serie de refrigeraciones intermedias entre los ciclos de compresión, obteniendo así una mayor eficacia en estos ciclos de compresión y acercando el proceso a una operación lo más isotérmica posible (ideal).

En el reactor no se considera ninguna mejora respecto a la ya mostrada en el apartado de modelización de este proyecto. Esto se debe a que se planteó el uso de un catalizador (pentóxido de vanadio), el cual queda desestimado. Debido a que si se opera la instalación con un exceso de O2 suficiente (es el caso de este proyecto), se invierte la reacción reversible de descomposición del NO2 en NO (que a priori se da en condiciones normales con algo de luz solar), obteniéndose una elevada conversión respecto de NO2 que es el producto requerido para la segunda absorción química. Sólo se aconseja un ajuste de temperatura en caso de que la ingeniería encargada de la puesta en marcha la considere oportuna respecto a condiciones o parámetros de operación.

En la primera absorción química se acepta el rango de operación mostrado o comentado en el análisis de sensibilidad por suponer un ahorro en el número de etapas y no crear desavenencias en el alcance del equilibrio químico y por lo tanto la obtención con la mayor eficiencia



posible del sulfúrico especificado por el efluente de salida de la misma en las 5 etapas ya estudiadas en el análisis de sensibilidad realizado en este proyecto.

En la segunda absorción química se acepta el rango de operación mostrado o comentado en el análisis de sensibilidad por suponer un ahorro en el número de etapas y no crear desavenencias en el alcance del equilibrio químico y por lo tanto la obtención con la mayor eficiencia posible del nítrico especificado por el efluente de salida de la misma en las 20 etapas ya estudiadas en el análisis realizado en este proyecto.

Se ha implementado un sistema de gestión de corrientes residuales, tal y como se detalló en el apartado de aspectos medioambientales realizado en este proyecto. Mediante este sistema se consigue una venta de dos efluentes (salida de ambas torres de absorción):

Venta de corriente de ácido sulfúrico (oleum) en corriente mayoritaria de agua. Salida estimada en 373 kmol/h, que suponen una gestión mediante camiones cisterna de 8952 kmol/día (180 m3/día, suponen 2 camiones cisterna aproximadamente).

Venta de corriente de ácido nítrico (diluido) en corriente mayoritaria de agua. Salida estimada en 140 kmol/h, que suponen una gestión mediante camiones cisterna de 3360 kmol/día (71 m3/día, supone 1 camiones cisterna aproximadamente).

Además se ha implementado en el diseño original un mezclador de gases, mediante el cual se unifican las corriente de salida de de inconfensables y de separaciones intermedias de la planta. Para ello se han instalado intercambiadores en las salidas de estas corrientes y aumentado su temperatura hasta que se consigue una salida de un único efluente gaseoso por el mezclador, el cual será quemado en una chimenea instalada a este efecto, tal y como se detalló en el apartado de gestión de las corrientes residuales de la instalación diseñada.

El último aspecto a tener en cuenta es el diseño de las conducciones estudiadas, con el fin de transportar el CO2 con eficacia y manteniendo la viabilidad del proyecto. Queda finalmente implementada una línea de transporte que consta de cuatro conducciones en paralelo (85,15 m3/h por conducción), con una velocidad de paso a través de las mismas de 6‐10 m/s.



El diámetro de cada conducción estará comprendido en el siguiente rango 3 ‐ 4,25 metros. Se llega a un acuerdo entre las pérdidas de carga a admitir en el transporte y el coste de la instalación de tuberías de mayor o menor diámetro, lo óptimo, por lo tanto, es alcanzar velocidades de 8 m/s con un diámetro de 3,6 metros aproximadamente por conducción y con unas pérdidas de carga por debajo de los 10 km.



12. Conclusiones.

En este proyecto se demuestra la capacidad para tratar un efluente gaseoso proveniente de una central térmica con proceso de oxi‐combustión parcial, obteniendo un alto rendimiento o eficacia en la depuración de este gas mediante distintos sistemas de reacción y absorción química, poniendo de manifiesto ser imprescindible la adecuación de esta corriente antes de ser tratada en la instalación diseñada mediante un ciclo de pre‐compresión y distintas separaciones. Quedan demostrada la versatilidad de esta instalación para tratar cualquier tipo de carbón; antracita, subbitominoso e incluso coque, procedente de refino de petróleo, con sólo realizar algún cambio en los parámetros de operación de la misma o llevando a cabo separaciones adicionales. De este forma se obtiene una corriente final depurada y con concentraciones de SO2 y NOx por debajo de los límites legales actuales y de los futuros límites a implantar en 2016, de emisiones de grandes instalaciones de combustión, confiriéndole una gran seguridad ante cualquier desviación de la materia prima, así como una versatilidad adecuada, tendiendo en cuenta la ausencia de estas plantas en el mundo. Se considera viable y óptima no sólo desde el punto de vista económico o técnico (consumiendo una mínima parte de la energía generada por la central, 300 MW), sino además desde el aspecto medioambiental, ya que genera corrientes aprovechables en el resto de industrias cercanas; oleum y nítricos diluidos para la minería y el ajuste de balsas y corrientes en esas industrias. El resto de corrientes son gestionadas adecuadamente en la propia instalación, consiguiendo de nuevo un elevado nivel de autonomía. Se trata de un proceso innovador en la industria actual pero muy necesaria, pues reduce las emisiones de CO2 a la atmósfera en un 93 % si no se utilizase este tipo de depuración y compresión. Es muy importante mencionar que se basa finalmente en un ciclo de compresión severo y con condiciones difíciles de predecir, obteniendo a pesar de ello un producto mayoritariamente compuesto por CO2, que conlleva varias alternativas de reutilización de este gas:

Mediante su transporte, diseñado en este proyecto, para ser cargado en metaneros que puedan transportarlo a grandes distancias para diversos usos (fábricas…)

Otra posibilidad consiste en el transporte del mismo hasta puntos de extracción de petróleo para inyectarlo en el subsuelo y obtener una sobre presión en el yacimiento geológico, apoyando la extracción del crudo.



Es posible utilizarlo para inyectarlos en el subsuelo y dejarlo almacenado, consiguiendo una gran reducción de CO2 emitido a la atmósfera. Aunque hay que tener en cuenta de que se trata de un proceso complejo, ya que se requieren zonas especiales y con cierta composición para que retenga este gas a grandes presiones y no sobrepase el subsuelo mediante difusión a través del mismo.

Por todo lo expuesto anteriormente se considera un proyecto viable, respetuoso y comprometido con el medioambiente, además de altamente eficiente desde el punto de vista técnico y económico para reducir las emisiones de CO2 en las grandes centrales térmicas, no repercutiendo en un encarecimiento del proceso de obtención de energía y apoyando al uso del carbón español como fuente de energía primaria en nuestro país.



13. Bibliografía.

Patente Airprodax sobre captura de CO2.

Presentación I Asamblea PTCO2 CIUDEN.

Comunicación técnica del Congreso Nacional del Médio Ambiente (CONAMA 09).

Comunicación técnica del Congreso Nacional del Médio Ambiente (CONAMA 10).

Club de la energia.

Proyecto ELCOGAS PSECO2.

Revistas y artículos técnicos de Ingeniería sobre la depuración, transporte y almacenamiento geológico de CO2:

o Research and Development Needs for Advanced Compression of Larges Volumes of Carbon Dioxide (Southwest Research Institute San Antonio, TX).

Consulta en foros de ingeniería especializados en Aspen Plus y el diseño de instalaciones de depuración de gases.

Patentes sobre unidades de refrigeración de CO2.

Patente USA: Power Plant with CO2 capture and compression.

Catálogos de fabricantes sobre compresores y bombas (ATLAS COPCO…).

Proyecto de la Universidad de California sobre: Techno‐Economic Models for Carbon Dioxide Compression, Transport and Storage (David L. McCollum and Joan M. Odgen).

Informe del Ministerio de Fomento e Industria sobre “La Energía en España” de 2009.

Normativa RD 430/2004, sobre emisiones de grandes instalaciones de combustion.

Normativa aún pendiente de aprobar del 2016 para emisiones de grandes instalaciones de combustión.



14. ANEXOS ANEXO I. Real Decreto 430/2004 sobre emisiones de grandes instalaciones de combustión. ANEXO II. Directiva de la Unión Europea sobre emisiones de grandes instalaciones de combustión (aplicable a partir del 1 de Enero de 2016).

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