II Congreso Español de Ciencias y Técnicas del Frío – CYTEF 2003 Sept. 2003, Vigo Actas del Congreso pp. 327-336

INTEGRACIÓN TÉRMICA EN PLANTAS CRIOGÉNICAS DE SEPARACIÓN DE AIRE Pedro Luis Clavería Vila, Miguel Ángel Lozano Serrano Grupo de Ingeniería Térmica y Sistemas Energéticos Departamento de Ingeniería Mecánica – Universidad de Zaragoza C/ María de Luna 3, 50018 Zaragoza (España) Tel.: 34 976 762 039, Fax: 34 976 762 039 e-mail: [email protected] RESUMEN Algunos complejos industriales consumen grandes cantidades de oxigeno a alta presión (GOX). Si la pureza requerida es baja resulta interesante su producción en plantas autónomas de separación de aire (ASU) con compresión intermedia de oxígeno líquido (LOX) pues consumen menos energía eléctrica que las plantas convencionales en que la compresión del oxigeno se realiza solo en fase gas. Por otro lado, entre los equipos de una planta criogénica de separación de aire existen fuertes interacciones energéticas de modo que cambios relativamente pequeños en su diseño pueden dar lugar a oportunidades substanciales de ahorro de energía eléctrica. En este trabajo se estudia el efecto sobre la integración térmica de una planta de separación de aire de varios parámetros de diseño. Para ello se utilizan el simulador de procesos HYSYS, el análisis exergético, la metodología "pinch" de diseño de redes de intercambio de calor e información económica recopilada por los autores. Mediante criterios de decisión termodinámicos y económicos se analiza la eficiencia de la planta obteniendo valores para el diseño óptimo. PALABRAS CLAVE: criogenía, integración, optimización, simulación, oxígeno

1. INTRODUCCIÓN La termoeconomía analiza el trasiego de flujos en los sistemas energéticos, dotados de una orientación productiva, basándose en la aplicación simultánea de la Termodinámica (Entropía) y de la Economía (Coste). Una vez identificados los diferentes flujos de un sistema en alguna de las siguientes categorías funcionales: fuel, producto, residuo o subproducto, la termoeconomía busca, en última instancia, obtener el máximo producto desde un fuel dado, o consumir el mínimo fuel para un producto fijo. Para su aplicación práctica suelen establecerse tres líneas de actuación: a) propuesta, valoración y selección de diseños alternativos para unas necesidades dadas, b) colaboración en procedimientos de control y mantenimiento que permitan mantener la operación en condiciones próximas a las de diseño, y c) determinación de la política óptima de operación del sistema capaz de satisfacer la demanda solicitada.

La aplicación del análisis termoeconómico a sistemas criogénicos presenta peculiaridades interesantes. El diseño de ASU´s debe tener en cuenta que productos se desean obtener, en que cantidad y en que fase. Además, entre los equipos de una planta de separación de aire existen fuertes interacciones energéticas por lo que cambios relativamente pequeños en su diseño pueden dar lugar a ahorros substanciales de energía eléctrica. Sin embargo, esto solo puede confirmarse tras un estudio completo de la incidencia de dichos cambios en las distintas secciones de la planta. Para una producción P dada de la planta (oxígeno gas valorado por su exergía), el análisis termoeconómico nos permitirá determinar el coste unitario del producto cP en función del coste unitario del fuel cF y de los costes de capital (amortización y mantenimiento) Z cP(x) = c0(x) + kZ(x) = cF kF(x) + kZ(x)

(1)

siendo kF = F/P el consumo unitario de fuel, kZ = Z/P el coste unitario de capital, c0 el coste unitario de operación y x el vector de variables de decisión consideradas. El fuel F es la energía eléctrica consumida por la ASU. F será función de las irreversibilidades I generadas en la planta (perdidas de presión, gradientes de temperatura y composición) valoradas en exergía F(x) = P + I(x)

(2)

las cuales dependen de las variables de decisión. La modelización y simulación de los procesos involucrados resulta imprescindible, por tanto, para desentrañar los efectos globales (ΔI, ΔF, ΔZ e ΔcP) de las modificaciones propuestas en las variables de decisión (Δx). En este artículo se obtienen criterios de diseño del subsistema de intercambio de calor valorando termoeconómicamente los efectos globales de sus variables locales de decisión. 2. DESCRIPCIÓN DE LA PLANTA El modelo físico de la planta analizada se muestra en la figura 1. El producto de la ASU analizada es oxígeno gas GOX (250) de baja pureza (95%) a media presión (4000 kPa). En la Tabla 1 se señalan con cursiva los valores de los parámetros de diseño considerados para la planta. El consumo de potencia eléctrica de la planta es la suma de la potencia consumida en el compresor principal de aire (1), compresor de oxígeno gas (2), compresor-booster de aire (3) y bomba de oxígeno líquido (4), existiendo un crédito por la generación de potencia eléctrica en la turbina (5). El sistema de destilación se basa en el acoplamiento térmico de dos columnas, mediante un condensador/evaporador (10). La columna de baja presión CBP (7) trabaja a 136 kPa y la columna de alta

presión CAP (6) a 482 kPa. El subenfriador (9) permite adecuar la temperatura de los reflujos de la columna CBP, a la par que precalentar el flujo residual GAN. El aire ambiente (0), previamente filtrado y limpiado, es comprimido en el compresor principal hasta 500 kPa (100) y, posteriormente, la mayor parte del mismo es enfriada en el intercambiador de calor principal (8) hasta una temperatura próxima a la de rocío 99 K (140). Para generar refrigeración en la planta, una pequeña parte del aire que entra en el intercambiador principal es retirada de este a una temperatura de aproximadamente 123 K (120) y expandida hasta la presión de la columna CBP mediante una turbina (5). El aire restante (150) es recomprimido en un compresor-booster (3) hasta 800 kPa, enfriado hasta licuarse (160) e introducido en las columnas CAP (170) y CBP (190) como reflujo. El oxígeno líquido LOX (220) extraído desde el fondo de la columna CBP es bombeado a la presión necesaria (230) que nos permita tener una diferencia mínima de temperaturas en el intercambiador de calor principal (8) para licuar el aire de alimentación recomprimido. Tras ser vaporizado en el intercambiador principal el oxígeno GOX (240) es comprimido hasta la presión de servicio de 4000 kPa (250). El nitrógeno GAN (340) es exhaustado hasta condiciones ambientales. tta, temperatura de extracción de aire para la turbina de expansión: T 120

1 0

ref, relación de reflujo en CAP: n301/n300

320

3

240 150

310 180

CBP

110

340*

(etapa 12)

9

Qr 330

R/C

230 O2 líquido (LOX)

10

220 ηS=0.75

(etapa 22)

4

J

Qc 301

6 170 K (etapa 12)

ΔP = 2,77 kPa

160

INTCOL_N2

ΔP = 6 kPa

5

(etapa 16)

ΔP = 0 kPa

(etapa 18)

8

210

ΔP = 0 kPa

130

ηS=0.80

ΔP = 0 kPa

120

ΔP = 3,50 kPa

MHE

ΔP=12 kPa

ΔP=10 kPa

7 ΔP=10 kPa

0

rac, fracción de aire recomprimido a CBP: n180/n150

100 P 150*

ηS=0.85

2

O2 gas 250 (GOX) N2 gas (GAN) 340

ΔP=12 kPa

Aire

f, fracción de aire comprimido a fondo CAP: n140/n0

300

180*

CAP

140 190

(etapa 16)

200

Figura 1. Diagrama de flujo una planta criogénica de separación de aire para producción de oxígeno gas a alta presión. (1) compresor principal de aire, (2) compresor de GOX, (3) compresor-booster de aire, (4) bomba de LOX, (5) turbina de expansión de aire, (6) columna de destilación de alta presión CAP, (7) columna de destilación de baja presión CBP, (8) intercambiador principal de aire MHE, (9) subenfriador INT_COLN2, y (10) condensador-evaporador R/C.

Tabla 1. Especificaciones y propiedades de los flujos principales de la planta #

Fracc. vapor

n kmol/h

composición (mol/mol) xN2

AR 1.0000 0.7812 0 1.0000 3600.0 0.7812 100 1.0000 3600.0 0.7812 110 1.0000 2656.7 0.7812 120 1.0000 784.7 0.7812 130 1.0000 784.7 0.7812 140 1.0000 1872.0 0.7812 150 1.0000 943.3 0.7812 160 0.0000 943.3 0.7812 170 0.0398 547.1 0.7812 180 0.1009 396.2 0.7812 200 0.0000 1339.1 0.6162 210 0.0832 1339.1 0.6162 220 0.0000 772.8 0.0187 230 0.0000 772.8 0.0187 240 1.0000 772.8 0.0187 250 1.0000 772.8 0.0187 300 0.0000 1080.0 0.9858 310 0.0153 1080.0 0.9858 320 1.0000 2827.2 0.9896 330 1.0000 2827.2 0.9896 340 1.0000 2827.2 0.9896 150* 1.0000 943.3 0.7812 180* 0.0000 396.2 0.7812 340* 1.0000 2827.2 0.9896 Flujos de trabajo Compresor Aire (Wcb): 5067.4 kW Compresor GOX (Wgox): 1681.8 kW Compresor Booster (Wca): 389.3 kW Bomba LOX (Wb): 1.3 kW Turbina Aire (Wt): 179.7 kW

xAr 0.0093 0.0093 0.0093 0.0093 0.0093 0.0093 0.0093 0.0093 0.0093 0.0093 0.0093 0.0146 0.0146 0.0313 0.0313 0.0313 0.0313 0.0027 0.0027 0.0033 0.0033 0.0033 0.0093 0.0093 0.0033

xO2

p kPa

T ºC

b kJ/kmol

h kJ/kmol

s kJ/kmol·K

0.2095 100.0 25.0 0.0 -8.1 156.0 0.0 -8.1 156.0 0.2095 100.0 25.0 0.2095 499.9 3983.7 -40.2 142.5 25.0 0.2095 499.9 25.0 3983.7 -40.2 142.5 0.2095 490.9 -150.0 6565.3 -5191.3 116.6 0.2095 135.5 -182.8 5033.2 -6015.8 118.9 0.2095 481.9 -174.2 7803.3 -5944.8 109.9 0.2095 800.0 5145.5 -64.0 138.5 25.0 0.2095 790.0 -174.2 18475.1 -11042.9 57.0 0.2095 481.9 -177.4 18433.4 -11042.9 57.1 0.2095 134.8 -191.5 19237.8 -11488.0 52.9 0.3692 481.9 -175.7 18981.1 -11411.2 58.4 0.3692 134.8 -190.0 19610.3 -11756.9 55.1 0.9500 135.8 -180.8 23343.2 -12716.8 55.2 0.9500 295.9 -180.7 23342.6 -12710.8 55.2 0.9500 285.9 17.8 6082.9 -236.5 155.0 -364.8 132.9 0.9500 4000.0 25.0 12541.8 0.0115 477.2 -179.6 19375.9 -11036.9 48.6 0.0115 134.8 -193.1 21032.4 -11742.3 40.7 0.0071 132.0 -193.2 6224.0 -6306.7 108.4 0.0071 126.0 -176.3 4931.9 -5811.1 114.4 0.0071 100.0 512.1 -7.7 148.7 25.0 0.2095 499.9 25.0 3983.7 -40.2 142.5 0.2095 790.0 -174.2 18475.1 -11042.9 57.0 0.0071 114.0 17.8 839.3 -218.4 146.9 Flujos de calor en columnas destilación Qc (CAP→R/C) = Q r (R/C→CBP): 2788.8 kW Exergía: BQ(T) = Q (1 – T0 / T) BQc (CAP→R/C): -6089.5 kW (Tc = -179.6 ºC) BQr (R/C→CBP): -6211.7 kW (Tr = -180.8 ºC)

Tabla 2. Definición de rendimiento exergético de equipos y planta Equipo

Fuel (F)

Producto (P)

Compresor Aire (1) Compresor GOX (2) Compresor Booster (3) Bomba LOX (4) Turbina aire (5) Columna AP (6) Columna BP (7) Intercambiador·MHE (8) Intercambiador INTCOL_N2 (9) Intercambiador R/C (10)

Wcb Wgox Wca Wb + (B220 - Bp,220) - (B230 - Bp,230) B120 – B130 B140 + B170 + (-BQc) B130 + B180 + B210 + B310 (B230 - B240) + (B330 - B340*) (B320 - B330) (-BQr)

B100 - B0 B250 - B240 B150 - B150* Bp,230 - Bp,220 Wt B200 + B300 B220 + B320 + (-BQr) (B160 - B150) + (B120 + B140 - B110) (B210 - B200) + (B310 - B300) + (B180 - B180*) (-BQc)

PLANTA

Wcb + Wgox + Wca + Wb - Wt

B250 + B340 - B0

exergía de flujos másicos: B total, Bf física, Bq química, Bt térmica, Bp mecánica, con B = Bf + Bq, Bf = Bt + Bp exergía de flujos térmicos: BQ

Tabla 3. Análisis exergético de equipos y planta Equipo Laminador-Calentador (0) Compresor Aire (1) Compresor GOX (2) Compresor Booster (3) Bomba LOX (4) Turbina aire (5) Columna AP (6) Columna BP (7) Intercambiador MHE (8) Intercambiador INTCOL_N2 (9) Intercambiador R/C (10) PLANTA

F

P

I = L+D

η

δ

[kW]

[kW]

[kW]

[kW/kW]

[kW/kW]

0.7861 0.7485 0.7820 0.4085 0.5382 0.9937 0.9536 0.8732 0.8783 0.9803 0.4340

0.0360 0.1520 0.0653 0.0119 0.0002 0.0216 0.0115 0.1100 0.1231 0.0173 0.0171 0.5660

5067.4 3983.7 1852.3 1386.5 389.3 304.4 2.4 1.0 334.0 179.7 12955.0 12873.2 16894.7 16110.5 6919.0 6041.5 1014.7 891.2 6211.7 6089.6 7130.5 3094.4

257.0 1083.7 465.8 84.9 1.4 154.2 81.8 784.2 877.5 123.5 122.2 4036.1

Fuel (F), Producto (P), Irreversibilidad (I=F-P), Rendimiento (η=P/F), Irreversibilidad relativa (δ =Ι/FT)

3. ANÁLISIS EXERGÉTICO Para el análisis exergético consideraremos la parte material del ambiente de referencia (AR) formada por aire (base molar): P0 = 100 kPa; T0 = 298,15 K (25ºC); xN2,0 = 0,7812; xAr,0 = 0,0093; xO2,0 = 0,2095. La exergía especifica b de un flujo material, formado por los componentes del aire (N2, Ar, O2) es ⎡ b = b f + bq = [h − h0 − T0 ( s − s0 )] + ⎢ RT0 ⎣⎢

xj ⎤ ⎥ ⎥ j ,0 ⎦

∑ x ln x 3

j

j =1

(3)

donde bf es la componente física y bq es la componente química. En casos concretos bf puede descomponerse en una componente térmica bt y otra mecánica bp. Así, el incremento de exergía mecánica que sufre el oxigeno líquido en la bomba de LOX puede aproximarse por bp = v ΔP. Las propiedades termodinámicas de los distintos flujos han sido resumidas en la Tabla 1. La estructura productiva de la planta y sus equipos se indica en la Tabla 2 reflejándose la definición de fuel F y producto P de cada uno de ellos. En la Tabla 3 se resume el análisis exergético, indicándose el valor del fuel, producto e irreversibilidad I = F – P. La bondad de los procesos desarrollados se mide con el rendimiento exergético (η = P/F) y por el impacto de la irreversibilidad local en los recursos consumidos en la planta (δ = I/FT). El producto de la planta, o trabajo mínimo de separación, es la exergía neta de los diferentes productos que salen de ella, PT = 3095 kW. El fuel de la planta, o trabajo real de separación, es el consumo neto de energía eléctrica, FT = 7131 kW. La irreversibilidad de la planta es IT = 4036 kW y su rendimiento ηT = 43,4%. Hasta un 16% del trabajo consumido es imputable a la irreversibilidad local de los intercambiadores de calor.

50 Temperatura caliente en Pinch -171,4 ºC Temperatura fría en Pinch -172,0 ºC Dif. temperatura en Pinch 1,5 ºC Cambio entalp ía en Pinch 2 83 kW

0

Flujos calientes

T [ºC]

-50

Pi nch

-100

Flujos fríos

-150 Δ H [kW] -200 0

1000

2000

3000

4000

5000

6000

7000

8000

Figura 2. Curvas compuestas del intercambiador MHE -170

-175

T [ºC]

Pinch

Temperatura caliente en Pinch -17 5,9 ºC Temperatura fría en Pin ch -17 7,0 ºC Dif. t emperatu ra en Pinch 1,0 ºC Cambio entalpía en Pinch 374 k W Fl ujos cal ientes

-180

-185 Fl ujos fríos

-190 Δ H [kW] -195 0

50

100

150

200

250

300

350

400

Figura 3. Curvas compuestas del subenfriador INTCOL_N2 50 Temperatu ra caliente en Pinch -17 9,5 ºC Temp eratu ra fría en Pinch -18 0,4 ºC Dif. Temperatura en Pinch 0,9 ºC Cambio entalpía en Pinch 2 459 kW

T [ºC]

0

-50

Flujos cal ientes

-100

Pi nch Flujos fríos

-150 Δ H [kW] -200 0

2000

4000

6000

8000

10000

12000

Figura 4. Curvas compuestas del MHE + INTCOL_N2 + R/C

4. INTEGRACIÓN TÉRMICA Las principales ineficiencias en la planta se deben a irreversibilidad mecánica en los procesos de flujo, compresión y expansión, irreversibilidad térmica en los intercambiadores de calor e irreversibilidad química en la destilación. Por intercambiador entendemos aquel equipo cuya función primordial es calentar o enfriar hasta temperaturas prefijadas flujos con temperaturas iniciales dadas. Para que el equipo funcione debe existir una diferencia positiva de temperatura entre los flujos calientes, a enfriar, y los flujos fríos, a calentar. Para una producción fija, la irreversibilidad generada en los intercambiadores de calor implicará un consumo adicional de energía eléctrica en los compresores de aire. La generación de irreversibilidades se debe a: (i) Transferencia de calor con diferencia de temperatura finita entre los flujos. Es la principal fuente de irreversibilidad y disminuye al hacerlo ΔT. (ii) Rozamiento del fluido. Las perdidas de presión que provoca contribuyen de manera significativa a la irreversibilidad generada y no deben ser ignoradas en el análisis termodinámico del proceso. En la figura 1 se indican las perdidas de presión consideradas en los intercambiadores MHE (8) e INTCOL_N2 (9). (iii) Transferencia de calor entre medio ambiente e intercambiador. La ganancia de calor de los flujos, fríos con relación al ambiente T