Diseño preliminar de una columna de destilación reactiva
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1 Diseño preliminar de una columna de destilación reactiva Nataly Stephanía Vela, Ricardo Vásquez Resumen En este artículo, se presenta el diseño preliminar de una columna de destilación reactiva, que integra en una sola unidad los procesos de reacción y separación convencionales.Para el desarrollo del trabajose realizaron simulaciones del método corto propuesto, de la columna de destilación rigurosa y la optimización económica de la misma, por medio del software qAspen Plus ®.La metodología de diseño se aplicó a una reacción de interés, que corresponde a una sección del proceso de producción de hidrógenoa partir de la descomposición de agua en el ciclo azufre-yodo (S-I). La sección elegida corresponde a la descomposición de yoduro de hidrógeno (HI) para producir yodo (I2) y el producto de interés hidrógeno (H2). En primer lugar, se planteó un diseño preliminar basado en el estudio general de las condiciones de la sección y el desarrollo de una simulación de una sola unidad reacción-separación básica convencional, que se aproxima al comportamiento de una etapa de la columna de destilación reactiva.Posteriormente se desarrollóun sistema de unidades en cascada que representen toda la columna que confirmó la factibilidad del diseño y estimó que se requieren al menos 8 etapas. En segundo lugar, se desarrolló la columna de destilación reactiva con una simulación rigurosa, que obtiene una conversión mayor al 99%, seguida de un separador para la purificación del producto que entrega una corriente con 99% molar de hidrógeno, además se realizaron varios análisis de sensibilidad para observarlas mejores condiciones de operación. Por último, se realizóuna estimación parcial de costos asociados a su operación y capital, a partir de la cual, se optimizó económicamente la sección de proceso estudiada. Se determinó que la configuración óptima consta de 16 etapas, un reflujo de 3 y un flujo en el destilado de 100 kmol/h. Con la cual, se logró reducir los costos calculados aun 20% respecto a la configuración inicial de la simulación. 1. Introducción La industria química enfoca sus investigaciones en la optimización de cada uno de sus procesos, de esta manera centra su atención en los dominios termodinámicos, funcionales, espaciales y temporales(Górak & Stankiewicz, 2011). Tendencias como la integración de procesos que permitan optimizar las fuerzas impulsoras para maximizar los efectos sinérgicos de los procesos, hacen del dominio funcional uno de los más estudiados. Un ejemplo de los avances de esta industria es la combinación hibrida de los procesos de reacción y separación (Gorak, Noeres, & Kenig, 2003) (Stankiewicz, 2003). La operación que involucra la reacción y separación en una sola unidad de proceso es conocida como destilación reactiva. Esta se ha utilizado desde 1920 con aplicaciones en los procesos de esterificación(Backhaus, 1921),sin embargo el auge de esta tecnología se presentó en 1980,en la que se utilizó en otros procesos. Suaplicación se basa en reacciones en las cuales la conversión de reactivos a productos de interés está estrictamente delimitada por su equilibrio (Sharma & Mahajani, 2002). Las principales ventajas de este tipo de operación son: la disminución del número de equipos, un mayor rendimiento de las reacciones al desplazar el equilibrio, importantes ahorros energéticos al aprovechar el calor de la reacción, separación de componentes con puntos de ebullición cercanos o mezclas con azeótropos y mejoramiento de la selectividadpara evitar formación de subproductos. Finalmente, el conjunto de estas ventajas hace que la aplicación de este tipo de operaciones se traduzca en la reducción de costos de capital y de operación, los cuales son de suma importancia para cualquier proceso o planta. El diseño decolumna de destilación reactiva es bastante complejo, puesto que involucrafenómenos de transporte, equilibrio químico y de fasesen sistemas multicomponentes(Gorak, Noeres, & Kenig, 2003) (Schenk, 2000) (Doherty& Buzad,1992). El diseño consiste en determinar la estructura, dimensiones, condiciones de operación, reacciones implicadas, restricciones operativas y aspectos de seguridad de la columna. Existen diversos métodos de diseño que se clasifican en tres grandes categorías: métodos gráficos, métodos heurísticos evolutivos y métodos basados en optimización (Almeida-Rivera, 2004) (Li& Lin, 2012).
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1
Diseño preliminar de una columna de destilación reactiva
Nataly Stephanía Vela, Ricardo Vásquez
Resumen
En este artículo, se presenta el diseño preliminar de una columna de destilación reactiva, que integra en una sola unidad los
procesos de reacción y separación convencionales.Para el desarrollo del trabajose realizaron simulaciones del método corto
propuesto, de la columna de destilación rigurosa y la optimización económica de la misma, por medio del software qAspen
Plus ®.La metodología de diseño se aplicó a una reacción de interés, que corresponde a una sección del proceso de
producción de hidrógenoa partir de la descomposición de agua en el ciclo azufre-yodo (S-I). La sección elegida corresponde
a la descomposición de yoduro de hidrógeno (HI) para producir yodo (I2) y el producto de interés hidrógeno (H2). En primer
lugar, se planteó un diseño preliminar basado en el estudio general de las condiciones de la sección y el desarrollo de una
simulación de una sola unidad reacción-separación básica convencional, que se aproxima al comportamiento de una etapa
de la columna de destilación reactiva.Posteriormente se desarrollóun sistema de unidades en cascada que representen toda
la columna que confirmó la factibilidad del diseño y estimó que se requieren al menos 8 etapas. En segundo lugar, se
desarrolló la columna de destilación reactiva con una simulación rigurosa, que obtiene una conversión mayor al 99%,
seguida de un separador para la purificación del producto que entrega una corriente con 99% molar de hidrógeno, además
se realizaron varios análisis de sensibilidad para observarlas mejores condiciones de operación. Por último, se realizóuna
estimación parcial de costos asociados a su operación y capital, a partir de la cual, se optimizó económicamente la sección
de proceso estudiada. Se determinó que la configuración óptima consta de 16 etapas, un reflujo de 3 y un flujo en el
destilado de 100 kmol/h. Con la cual, se logró reducir los costos calculados aun 20% respecto a la configuración inicial de
la simulación.
1. Introducción
La industria química enfoca sus investigaciones
en la optimización de cada uno de sus
procesos, de esta manera centra su atención
en los dominios termodinámicos, funcionales,
espaciales y temporales(Górak & Stankiewicz,
2011). Tendencias como la integración de
procesos que permitan optimizar las fuerzas
impulsoras para maximizar los efectos
sinérgicos de los procesos, hacen del dominio
funcional uno de los más estudiados. Un
ejemplo de los avances de esta industria es la
combinación hibrida de los procesos de
reacción y separación (Gorak, Noeres, & Kenig,
2003) (Stankiewicz, 2003).
La operación que involucra la reacción y
separación en una sola unidad de proceso es
conocida como destilación reactiva. Esta se ha
utilizado desde 1920 con aplicaciones en los
procesos de esterificación(Backhaus, 1921),sin
embargo el auge de esta tecnología se
presentó en 1980,en la que se utilizó en otros
procesos. Suaplicación se basa en reacciones
en las cuales la conversión de reactivos a
productos de interés está estrictamente
delimitada por su equilibrio (Sharma &
Mahajani, 2002).
Las principales ventajas de este tipo de
operación son: la disminución del número de
equipos, un mayor rendimiento de las
reacciones al desplazar el equilibrio,
importantes ahorros energéticos al aprovechar
el calor de la reacción, separación de
componentes con puntos de ebullición
cercanos o mezclas con azeótropos y
mejoramiento de la selectividadpara evitar
formación de subproductos. Finalmente, el
conjunto de estas ventajas hace que la
aplicación de este tipo de operaciones se
traduzca en la reducción de costos de capital y
de operación, los cuales son de suma
importancia para cualquier proceso o planta.
El diseño decolumna de destilación reactiva es
bastante complejo, puesto que
involucrafenómenos de transporte, equilibrio
químico y de fasesen sistemas
multicomponentes(Gorak, Noeres, & Kenig,
2003) (Schenk, 2000) (Doherty& Buzad,1992).
El diseño consiste en determinar la estructura,
dimensiones, condiciones de operación,
reacciones implicadas, restricciones operativas
y aspectos de seguridad de la columna. Existen
diversos métodos de diseño que se clasifican
en tres grandes categorías: métodos gráficos,
métodos heurísticos evolutivos y métodos
basados en optimización (Almeida-Rivera,
2004) (Li& Lin, 2012).
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Entre los métodos gráficos se encuentra “la
cascada flash” que permite estimar los
productos factibles de la columna de destilación
reactiva (Gadewar, Chadda, Malone& Doherty,
2003). El método esta basado en estudios
previos sobre la búsqueda de regiones
accesibles para reactores, en los cuales se
puede utilizar un conjunto de procesos
fundamentales como reacción y mezclado para
determinar la región de concentraciones
cinéticamente accesibles. Entre los aportes a
ese estudio se destacan los de Feinberg y
Hildebrandt (1997), quienes demostraron que la
frontera de la región es siempre accesible por
reactores elementales (PFR, CSTR) tomados
en combinación simple.
La hipótesis central del método es que las
trayectorias de las cascadas “flash” caen en las
regiones factibles de producto para la
destilación reactiva continua. Este tiene en
cuenta una regla importante para los productos
factibles: las bifurcaciones de nodos inestables
representan destilados potenciales, mientras
que las bifurcaciones de nodos estables
representan los fondos potenciales para la
columna. Por último, el método contiene la
aplicación de la Regla de Lever, referente al
balance másico total correspondiente a las
corrientes de alimentación, destilado y fondos.
Esta regla permite predecir las divisiones
marcadas de una condición de
alimentacióndada. (Gadewar, Chadda,
Malone& Doherty, 2003)
El desarrollo de una simulación rigurosa se
fundamenta en la utilización de modelos
químicos, cinéticos y de equilibrio del sistema,
acoplados a condiciones de
operaciónestimadas mediante los métodos de
diseño. Además, se puede usar la optimización
basada en una función objetivo económica que
cumpla restricciones en la calidad. (Almeida-
Rivera, 2004)(Li& Lin, 2012).
Entre las aplicaciones de la destilación reactiva
se encuentra la sección de descomposición de
yoduro de hidrógeno, perteneciente al ciclo
termoquímico del azufre-yodo.Este ciclo
constituye una alternativa de gran potencial,
puesto que a partir de una fuente renovable se
obtiene hidrógeno.Este último, es un
combustible que no libera gases de efecto
invernadero durante su combustión y tiene un
alto contenido energético. (Phetthai &
Kttisupakorn, 2012).
La producción de hidrógeno se hace en su
mayoría mediante el reformado por vapor del
gas natural. Sin embargo, debido a las grandes
emisiones de gases invernadero que produce,
este proceso ha tenido grandes dificultades
(Belaissaoui & Thery, 2008). La producción
mediante la descomposición del agua se puede
realizar a temperaturas significativamente altas
(4000 K) las cuales no son prácticas debido a
la gran inestabilidad de las moléculas. Por esta
razón, el ciclo azufre-yodo constituye una
opción menos exigente en consumo energético
y de mayor eficiencia en la recirculación de
sustancias químicas. (Murphy & O´Connell,
2011)
Ciclo de azufre - yodo (S-I)
El pionero en el estudio del ciclo (S-I) fue
General Atomics Co. (GA) en 1980. A
continuación, se describe el ciclo que consiste
en tres secciones de reacción con reciclo del
yodo y dióxido de azufre:
Sección I: Reacción de bunsen.
(1)
En esta primera etapa del proceso se
alimentanyodo, agua y dióxido de azufre para
generar una solución deácido sulfúrico y ácido
yodhídrico como se muestra en la Ecuación 1.
Posteriormente,esta solución es separadaen 2
fases ricas, una en ácido yodhídrico y otra en
ácido sulfúrico, las cuales ingresan a sus
etapas de descomposición (sección III y
sección II respectivamente)(Zhang, Zhou, &
Wang, 2008).
Sección II: Descomposición del ácido sulfúrico.
(2)
La reacción de descomposición del ácido
sulfúrico es altamente endotérmica y se lleva a
3
cabo en fase vapor en un reactor catalítico. En
esta reacción se producen oxígeno, agua y
dióxido de azufre que pueden ser recirculados
al inicio del proceso.
Sección III: Descomposición del yoduro de
hidrógeno.
(3)
En esta parte del proceso, el yoduro de
hidrógeno producido en la sección I,aun
contiene yodo y agua.De manera que es
necesario retirarlos mediante una destilación,
donde el sistema contiene un
azeótropo de 13% molar en composición de HI.
Posteriormente, se da la reacción de
descomposición en fase vapor que está
limitada por su cinética y equilibrio. Por último,
se hace una purificación para extraer el
hidrógeno y recircular el yodo producido y el
yoduro de hidrógeno que no reaccionó a la
Sección I.
Actualmente, se busca mejorar este complejo
proceso que hace uso de condiciones de
operación especiales, grandes consumos de
energía,mezclas complejas, e involucra los
equipos más costosos(Belaissaoui & Thery,
2008).
La utilización de la destilación reactiva en la
purificación y reacción de HI, propuesta
inicialmente por Roth y Knoche (1989),
presenta grandes ventajas. De maneraque la
constante remoción de los productos en la
mezcla reactiva aumenta la conversión del HI,
desplazando el equilibrio de la reacción hacia la
producción de hidrógeno y yodo(Belaissaoui &
Thery, 2008).
En este artículo, se aplica la metodología de
diseño preliminar de una columna de
destilación reactiva a la Sección III del proceso
de producción de hidrógeno con el ciclo S-I.
En primer lugar,se estudiala termodinámica y
cinética de la reacción,seguida de
unasimulación de una cascada reactiva para el
análisis de condiciones previas a la simulación
rigurosa. En segundo lugar, se realiza dicha
simulación y se planteaun análisis de
sensibilidad sobre las condiciones de operación
que permitan establecer una mayor producción
de hidrógeno.Y por último, se realiza una
estimación parcial de costos seguida de una
optimización económica del proceso.
2. Estado del arte
El proceso de producción de hidrógeno ha sido
estudiado en la última década debido a sus
grandes ventajas como combustible y como
materia prima esencial en el refinado de
combustibles fósiles en procesos de
hidrocracking y producción de amoniaco. Con
la utilización del ciclo (S-I) para la producción
de hidrógeno se han desarrollado varios
estudios.A continuación, en la Tabla 1 se
muestran los principales trabajos donde se
estudia su termodinámica, cinética y operación.
El más cercano al presente estudio
corresponde al de Phetthai y
Kittisupakorn(2012), en el cual se reporta una
optimización económica y un control del
proceso en la sección III del ciclo. Por otro lado,
entre los últimos avances experimentales se
presenta el estudio de Russ (2009), que incluye
los resultados de una planta piloto del ciclo S-I
completo.
Tabla 1. Resumen del seguimiento al estudio de la
descomposición del HI para la producción de hidrógeno.
Autor Año Título Trabajo
Favuzza 2011 Kinetics of hydrogen iodide decomposition over activated carbon catalysts in pellets
Cinética para la reacción de interés con un catalizador de carbón
Zhang, Y. 2008 Detailed kinetic modeling and sensitivity analysis of hydrogen iodide decomposition
Simulación modelo complejo de cinética de reacciones en la sección de descomposición de HI
Russ B. (General Atomics)
2009 Sulfur iodine process summary for the hydrogen technology down-selection
Resultados de planta piloto para el ciclo S-I completo
Murphy 2011 Process simulations of HI decomposition via reactive distillation in the sulfur–iodine cycle for hydrogen manufacture
Optimización manual de condiciones de operación en el ciclo S-I
B.Belaissaoui, R. T.
2008 Vapour reactive distillation process for hydrogen production by HI decomposition from HI-I2-H2O solutions
Estudio de la factibilidad, síntesis y diseño de RD para la descomposición de HI
4
Thanyaliak Phetthai and Paisan Kittisupakorn
2012 Improving hydrogen production
Optimización económica y control de la sección de descomposición de HI
3. Diseño preliminar del sistema
Para el diseño de la columna de destilación
reactiva se parte primero de un análisis de la
termodinámica y cinética de la reacción de
interés. Posteriormente, mediante el uso de un
método corto (simulación de cascada reactiva)
y consulta bibliográfica, se especifican cada
una de las condiciones necesarias para simular
la descomposición del yoduro de hidrógeno.
3.1. Análisis de la Termodinámica del
sistema
La termodinámica del sistema presente en la
sección de descomposición está determinada
por las mezclas HI-H2-I2-H2O y fue descrita por
Neuman (1987). En la cual, la no idealidad de
la fase líquida está descrita por los coeficientes
de actividad del modelo NTRL con sus
respectivos parámetros de interacción binaria
para HI-H20 y para una mezcla ternaria HI-H20-
I2. Sin embargo, dentro de las primeras
simulaciones por parte de General Atomics
(2002) se usó el modelo ELECNRTL el cual
obtiene la no idealidad de soluciones iónicas en
fase líquida. (Phetthai & Kttisupakorn, 2012)
Dentro de la destilación reactiva presente en
esta sección, se da lugar a un complejo
comportamiento del sistema con fases de tipo
vapor-líquido-líquido-sólido. Algunas de las
características termodinámicasmás importantes
del sistema son las siguientes.(Belaissaoui &
Thery, 2008)
Presencia de un azeótropo binario en el
equilibrio líquido-líquido entre HI-H2O.
Alta inmiscibilidad entre las fases líquidas
de HI-H2O.
Punto triple del yodo a 387K.
Presencia de una mezcla ternaria separada
por dos regiones de fase líquida entre HI-
H2O-I2.
Dentro de este sistema además de la reacción
principal de descomposición, que se da en fase
vapor, se presenta una reacción de disociación
en la fase líquida que corresponde a la
solvatación iónica indicada en (4).
(4)
3.2. Modelo para la solvatación en la fase
líquida
La reacción de equilibrio para la solvatación en
la fase líquida descrita por la Ecuación 4 tiene
la siguiente forma (Phetthai & Kttisupakorn,
2012) :
(5)
Con T en K.
Tabla 2. Constantes para la reacción de equilibrio en la
solvatación de la fase líquida. (Zhang, Zhou, & Wang,
2008)(Phetthai & Kttisupakorn, 2012).
Reacción A B C D
HI + H2O ----> H3O+ + I- -228.84 12587.48 40.686 -0.098
3.3. Cinética para la descomposición del
HI.
El modelo cinético para la reacción de
descomposición del yoduro de hidrógeno se
muestra en la Tabla 3. Se recurre a las
constantes de la base de datos para reacciones
en fase vapor del NIST (NIST, 2012).
La cinética presentada está adaptada a la
forma y unidades de la cinética “POWER-LAW”
del software Aspen Plus®, con temperatura
estándar no especificada.
(6)
Tabla 3. Cinética para la reacción de descomposición del
HI. (Zhang, Zhou, & Wang, 2008)(Phetthai & Kttisupakorn,
2012).
Reacción
HI + HI → H2 + I2 3.59E+15 0 49280
H2 + I2 → HI + HI 1.23E+15 0 40940
5
3.4. Método Corto - Sistema en cascada
El diseño preliminar se basa en la simulación
de una unidad reacción-separación
convencional y su equivalencia a una etapa de
la columna de destilación reactiva. Esta
simulación se extiende a una serie de unidades
para estimar el comportamiento de toda la
torre, teniendo en cuenta el metodo y
suposiciones propuestas por Gadewar et al.
(2003).
3.4.1. Unidad basica reacción-separación
Se consideró la unidad de reacción separación
convencional por medio de la simulación en el
software Aspen Plus, como se presenta en la
Figura 1, con los equipos CSTR1
correspondiente al reactor de flujo continuo
mezclado y F1 correspondiente a la unidad de
separaciónFlash.
Figura 1. Diagrama de proceso para una etapa de reacción
con un sistema reactor separación. Aspen plus®
La simulación del sistema presentado se basa
en las condiciones estudiadas previamente
para el ciclo (S-I). La alimentación tiene un flujo
total de 360 kmol/h y porcentajes molares de:
39% I2, 51% H20 y 10% de HI. Se utilizaron las
condiciones de temperatura y presión absoluta
adecuadas para la reacción, que corresponden
a 262 °C y 22 bar respectivamente.
Adicionalmente, se utilizó el modelo químico y
cinético descrito anteriormente(Phetthai &
Kttisupakorn, 2012).
La temperatura de operación del equipo F1 se
determinó a partir de un análisis de sensibilidad
que muestra su influencia en la separación,
como puede ver en las Figuras 2 y 3. Dado que
el hidrógeno producido es la sustancia más
volatil de la mezcla, se obtiene en el destilado.
Según los resultados, la temperatura debe ser
inferior a 28°C para obtener una pureza mayor
al 99% molar.
Figura2. Efecto de la Temperatura de operación del separador “Flash” en la fracción molar de H2 en el
destilado.
Figura 3. Efecto de la temperatura de operación del Flash
en el flujo molar de H2 en el destilado y en el flujo total en el destilado.
El comportamiento de los flujos presentados en
la Figura3 también muestra que la separación
se beneficia a menores temperaturas. Teniendo
en cuenta el análisis, la temperatura de
operación elegida para la purificación de
hidrógeno en el separador “flash” fue de 25°C.
Los resultados obtenidos por este modelo
convencional son presentados en la Tabla 4. La
conversión del HI obtenida en la simulación de
este proceso fue de 18.3% y la pureza del
producto fue alta, con una fracción molar de H2
en el destilado de 99.4%.
Tabla 4. Resultados principales unidad convencional
reacción-separación.
Parámetro CORRIENTE
Flujo molar (kmol/h) FEED1 PROD1 B1 D1
HI 36 29.4 0.83 0.018
H2O 183.6 183.6 155.0 9.55E-04
H2 0 3.3 0.040 3.256129
I2 140.4 143.7 143.7 3.72E-04
H3O+ 6.53E-20 6.53E-20 28.6 0
I- 6.94E-20 6.94E-20 28.6 0
Flujo molar (kmol/h) 360 360 356.7 3.3
Temperatura (°C) 262 262 25 25
Presión (bar) 22 22 22 22
Vapor Frac 0.57 1 0 1
Líquido Frac 0.43 0 1 0
Entalpia
(107 cal/kmol )
-2.50 -2.14 -3.46 0.0024
6
3.4.2. Serie de unidades de reacción-
separación
Como una aproximacion al diseño de la
columna de destilación reactiva, se considera
que cada unidad reacción-separación
corresponde a una etapa de la torre. Como
parte del diseño de la columna se simula una
serie de “unidades” reacción-separación que
permiten dar un estimativo preliminar del
número de etapas.
En la Figura 4 se presenta el esquema del
proceso que está constituido por 8 etapas, de
las cuales se recupera el hidrógeno producido
con alta pureza de las corrientes de destilado, y
se utilizan los reactivos restantes que salen por
los fondos para un nuevo proceso reacción-
separación. Se adicionan intercambiadores de
calor para llevar a fase vapor las corrientes de
fondos antes de alimentarlas a la siguiente
unidad de reacción. La serie de unidades se
detiene en el separador 8, puesto que el
producto obtenido en el destilado es
relativamente bajo.
Figura 4. Sistema en serie de reacción – separación,
reflejarian el número de etapas dentro de la columna de
destilacion reactiva. Aspen Plus®
En las Figuras 5, 6 y 7 se muestran los
resultados más relevantes para cada etapa.
Los resultados encontrados indican que la
conversion obtenida crece sección a sección a
pesar de que las cantidades de reactivo y
recuperacion de producto van disminuyendo.
Por otro lado, se observa que el flujo en el
destilado se reduce en cuanto avanzan las
secciones, dado que se va consumiendo el
reactivo HI y al llegar a la etapa 8 sólo se
observa una producción de 0.00365 kmol/h.A lo
largo de las secciones, se observa ademas que
la pureza obtenida siempre es mayor al 99%.
Figura 5. Flujos de HI y H2 en las corrientes de fondos
para todos los separadores.
Figura 6. Flujos de HI y H2 en las corrientes de destilado
para todos los separadores
Figura 7. Fracción molar de H2 en las corrientes de
salida(destilado).
4. Simulación rigurosa
A partir de los análisis previos se realizó la
simulación de la producción de hidrógeno a
partir de la descomposición del yoduro de
hidrógeno en una destilación reactiva en el
software Aspen Plus ®.
El modelo termodinámico utilizado para la
simulación fue NRTL con una modificación para
electrolitos, conocido en Aspen Plus ® como
ELECNTRL. Así mismo, se utilizó la cinética
tipo Ley de potencias(POWER-LAW) para la
descomposición del ácido yodhídrico en fase
vapor presente en todas las etapas. Sin
embargo, como la solución presenta
solvatación iónica en la fase líquida entre el
ácido yodhídrico y el agua, fue necesario
especificar el sistema de electrolitos manejado
en Aspen Plus ® para la reacción (4) en la fase
líquida.
7
Se especificaron las condiciones de
alimentación de igual manera que en la
simulación preliminar, como se observa en la
Tabla 5.
Tabla 5. Condiciones de alimentación a la destilación
reactiva para la producción de hidrógeno.(Phetthai &
Kttisupakorn, 2012)
Condiciones de Alimento
Presión absoluta 22 bar
Temperatura 262 °C
Flujo Molar de alimentación 360 kmol/h
Fracción molar
HI 0.10
I2 0.39
H2 0
H2O 0.51
La configuración de diseño inicial se especifica
a continuación(Phetthai & Kttisupakorn,
2012)(Coulson & Richardsons, 2005):
Número de etapas teóricas: 11.
Relación de reflujo: 5.
Flujo en el destilado: 200.07 kmol/h.
Etapa de alimento: 10(alta volatilidad del
hidrógeno)
Tipo de condensador: parcial.
Tiempo de residencia: 0.25 h para líquido
y vapor en todas las etapas
Tipo de platos: perforados “sieve”.
Espaciamiento entre platos: 2 ft
(heurístico).
Adicionalmente, se agregaron dos equipos para
la purificación del hidrógeno producido por el
destilado, un intercambiador de calor que
permite llevar este flujo a unas condiciones de
25°C, seguido por un separador flash que
trabaja a presión absoluta de 22 bar y 25°C. En
la Figura 8 se muestra el esquema completo
del sistema simulado.
Figura 8. Simulación de una destilación reactiva para la
producción de hidrógenoa partir de la descomposición de
HI. Aspen Plus®
En la Tabla 6 se presentan los resultados de la
simulación para cada una de las corrientes de
proceso.
Tabla 6. Resultados principales simulación de torre de
destilación reactiva para la producción de hidrógeno con
proceso de rectificación.
PARÁMETRO
CORRIENTES
ALIMENTO DEST FON-I PRODUCTO
Flujo molar (kmol/h)
HI 36 0.0034 0 1.31E-13
WATER 183.6 182.1 1.53 0.027
H2 0 17.998 4.72E-10 17.943
I2 140.4 3.54E-05 158.4 3.57E-10
H3O+ 0 0 0 0
I- 0 0 0 0
Fracción molar
HI 0.1 1.72E-05 0 7.29E-15
WATER 0.51 0.91 0.00958 0.0015
H2 0 0.08996 2.95E-12 0.9985
I2 0.39 1.77E-07 0.99 1.99E-11
H3O+ 0 0 0 0
I- 0 0 0 0
Flujo total (kmol/hr) 360 200.07 159.93 17.97
Flujo total(kg/hr) 43547.2 3316.7 40230.5 36.7
Temperatura (°C) 262 212 366.4 24.8
Presión (bar) 22 22 22 22
Fracción vapor 1 1 0 1
Fracción liquido 0 0 1 0
Entalpia ( 10
7cal/kmol) -2.14 -5.13 0.919 -0.00832
4.1. Análisis de resultados.
Se observa dentro de los resultados que como
era de esperarse el hidrógeno sale por la parte
superior de la torre debido a su alta volatilidad
con un flujo molar de 17.9 kmol/h. Finalmente
con la implementación de un separador “flash”
se logró purificar el hidrógeno hasta obtener
una fracción molar mayor a 0.99.
8
4.2. Análisis de sensibilidad
Se parte de un análisis de sensibilidad
ajustando las variables de operación y las
condiciones de alimentación, para determinar
su influencia en la producción de hidrógeno al
final del proceso. Las variables que se
consideraron fueron: tiempo de residencia,
número de etapas, flujo de destilado, relación
de reflujo, etapa de alimentación, presión en el
condensador, temperatura de alimentación y
presión de alimentación.
Para el análisis de la producción se tuvo en
cuenta la conversión del reactivo principal (HI),
que está definida de la siguiente manera:
(7)
Por último, como parámetros determinantes al
final del proceso se analizaron la producción y
pureza en la corriente de salida (PRODUCTO).
4.2.1. Efecto del tiempo de residencia
La reacción de interés para producción de
hidrógeno ocurre en fase vapor, en la cual el
tiempo de residencia mínimo necesario para
mantener el máximo flujo y conversión
corresponde a 0.05 h, como se puede apreciar
en la Figura 9. Así mismo, La composición
molar máxima en la corriente de salida se
alcanza a un tiempo de aproximadamente 0.02
h, pero en todo el rango analizado es mayor al
99%.
Figura 9. Resultado del análisis de sensibilidad sobre la
conversión de HI variando el tiempo de residencia.
4.2.2. Efecto del número de etapas
Entre 8 y 11 etapas teóricas incluyendo el
condensador y el rehervidor las variables de
producción no se ven afectadas
considerablemente.
4.2.3. Efecto del flujo de destilado
En la Figura 10 se muestra la influencia del
flujo en el destilado con respecto ala
conversión de HI. Con un flujo en el destilado
de 200 kmol/h se obtienen la conversión y el
flujo molar máximos. La composición aumenta
de forma mínima para flujos mayores a 200
kmol/h.
Figura 10. Resultado del análisis de sensibilidad sobre la
conversión de HI variando el número de etapas.
4.2.4. Efecto de la relación de reflujo
La influencia de la relación de reflujo se
presenta en la Figura 11, en donde se observa
una influencia positiva en el flujo de la corriente
de producto.A su vez, la conversión se
estabiliza en su máximo para relaciones de
reflujo mayores a 3. Por ultimo aunque la
composición se ve afectada negativamente la
variación es mínima.
Figura 11. Resultado del análisis de sensibilidad sobre la
conversión de HI variando la relación de reflujo.
4.2.5. Efecto de la etapa de alimentación
Se observa que el flujo de salida y la
conversión son las máximas cuando la
alimentación se hace en las etapas superiores.
De esta misma forma, se observa que la
composición molar de hidrógeno permanece
por encima de 0.99. Finalmente, se concluye
9
que se debe realizar la alimentación en las
últimas etapas de la columna.
4.2.6. Efecto de la presión en el
condensador
El comportamiento de la conversión de HI
respecto a la variación de presión absoluta en
el condensador se presenta en la Figura 12. De
acuerdo a los resultados, la presión debe ser
mayor a 16 bar para estabilizar la columna y
obtener una conversión y flujo máximos. La
composición permanece superior a 0.99 para
todo el rango estudiado.
Figura 12. Resultado del análisis de sensibilidad sobre la
conversión de HI variando la presión.
4.2.7. Efecto de condiciones de
alimentación
Por último, se analizó la influencia de la presión
en el rango de 20 a 25 bar y de la temperatura
en el rango de 200 a 400 °C en la alimentación.
Sin embargo, no se observó una variación en
las variables de respuesta consideradas,
puesto que la columna mantiene sus
condiciones de operación.
4.3. Conclusiones en el diseño
A partir de los resultados del análisis de
sensibilidad se concluyeron las siguientes
condiciones en el diseño:
El tiempo de residencia debe ser mayor a
0.5 h.
Un número de etapas entre 9 y 11 es
adecuado.
El flujo en el destilado más adecuado es
de 200 kmol/h.
La relación de reflujo debe ser mayor a 3.
Es necesarioalimentar entre las etapas 5 y
11.
La presión absoluta manejada en el
condensador debe ser mayor a 16 bar.
5. Estimación parcial de costos
En la estimación de costos se incluyeron
únicamente los más relevantes asociados a la
Sección III del proceso de producción de
hidrógeno. De esta manera, los costos de
capital y costos operativos calculados, se
restringen a los elementos más influyentes para
una posterior optimización económica.
5.1. Costos de capital
Dado que la mayor parte de los costos de
capital corresponde a los costos directos de los
equipos, se decidió no incluir el resto de costos
directos y los costos indirectos para el presente
estudio.
El cálculo del costo de los equipos,incluida su
instalación, se realizó mediante dos métodos:
En el primero, se utilizó el paquete comercial
Aspen ProcessEconomic Analyzer; y para el
segundo, se realizó el cálculo a partir de un
procedimiento conceptual(Towler & Sinnot,
2008).
A continuación, en la Tabla 7se presenta un
resumen de los resultados de costos de capital
de los equipos instalados.
Tabla 7. Costo de equipos según ambos métodos. Equipo Teórico Aspen
Intercambiador (USD) 96,254 99,600
Condensador (USD) 175,847 172,300
Contenedor condensador (USD) 67,744 87,500
Rehervidor (USD) 942,161 1,195,900
Bomba del rehervidor (USD) 19,522 34,800
Columna (USD) 635,168 412,600
Separador "Flash"(USD) 136,780 86,800
Total (USD) 2,073,476 2,089,500
5.2. Costos operativos
En los costos operativos se estimaron
exclusivamente los servicios de calentamiento
y enfriamiento de la simulación. Por
consiguiente,el resto de costos directos, fijos y
gastos generales,no se incluyeron dentro de
esta estimación. Entre ellos, el costo de las
materias primas es un costo directo que se
excluyó para evitar un análisis completo del
ciclo (S-I).
10
Los costos de los servicios de calentamiento y
enfriamiento corresponden a los requerimientos
energéticos del rehervidor, condensador e
intercambiador. Específicamente, se tomaron
los servicios de vapor de alta presión (HP) para
el calentamiento y agua para el enfriamiento.
Los costos de las corrientes de servicio se
muestran en la Tabla 8.
Tabla 8. Costo de los servicios Servicio Condensador Intercambiador Rehervidor
Tipo de servicio Agua Agua Vapor de alta
presión
Precio (USD/kg) 5.9E-04 5.9E-04 0.0199
Consumo total calculado (kg/h)
44808.06 25664.12 3169.94
Costo total calculado (USD/h)
26.43 15.14 63.08
6. Optimización de la sección de
proceso estudiada
Se planteó una optimización económica de la
Sección III del ciclo (S-I) para obtener mejores
condiciones de operaciónque reduzcan los
costos asociados a su operación y capital,
manteniendo los regímenes de calidad y
producción (J. Leybros, 2010).
6.1. Planteamiento
A continuación se describe la estructura de la
optimización que incluye la función objetivo, las
variables manipulables y las restricciones
planteadas.
6.1.1. Función objetivo
Se planteó como función objetivo,minimizarla suma de los costos operativos y los costos de capital involucrados en la sección de estudio.
(8)
Dentro de los costos de capital se incluyeron únicamente los costos de la columna, el intercambiador y el separador “flash”. Puesto que fueron los únicos equipos que se pudieron relacionar directamente en Aspen Plus ®.
Por otra parte, costos operativos incluidos en esta función corresponden a los servicios de calentamiento y enfriamiento.
Se tomó un periodo de operación de 15 años para poder establecer el valor de la función objetivo en USD/h.
6.1.2. Variables manipulables
Para garantizar la convergencia de la optimización dentro del simulador, fue necesario tomar como variables manipulables únicamente el reflujo, el flujo en el destilado y el número de etapas.
El procedimiento consistió en realizar una optimización individual para cada una de las etapas en el rango de 9 a 25, variando el reflujo de 3 a 10 y el flujo en el destilado de 100 a 400 kmol/h. 6.1.3. Restricciones
Para la optimización se eligieron dos restricciones en el proceso con relación a la pureza y a la producción de hidrógeno.
Pureza: Composición molar de hidrógeno en el producto final ≥0.98.
Producción: Flujo molar en la corriente de producto final ≥ 17.7 kmol/h.
6.2. Análisis de los resultados de la
optimización
Los resultados principales para las diferentes
configuraciones optimizadas son comparadas
con la configuración inicial de 11 etapas a la
que se le calculó una función objetivo de
111.62 USD/hcomo se muestra en la Tabla 9.
11
Tabla 9. Resumen de los resultados de la optimización
económica para la Sección III del ciclo (S-I).
Resultados Etapas
11 11 15 16 20 25
Variables
F. Destilado (kmol/h)
200.07 193.60 110.51 100 100 100
Reflujo 5 3 3 3 3 3
Diseño
Q. Int. (Gcal/h) 0.61 0.59 0.31 0.28 0.28 0.28
Q. Cond. (Gcal/h) -2.34 -1.36 -0.78 -0.71 -0.71 -0.71
Q. Reh. (Gcal/h) 2.04 1.03 0.21 0.11 0.11 0.11
Área reh. (m2) 2081 741 98 52 52 52
Área cond. (m2) 207 122 75 69 69 69
Área int.(m2) 70 68 37 33 33 33
Diámetro col. (m) 1.67 0.99 0.74 0.71 0.71 0.71
Costos
Columna
(105USD)
6.35 3.18 2.47 2.44 2.76 3.14
Intercambiador
(105USD)
0.97 0.95 0.77 0.75 0.75 0.75
Flash (105USD) 1.37 1.37 1.37 1.37 1.37 1.37
Servicios (USD/h) 104.7 61.9 23.2 18.5 18.4 18.4
F. Objetivo (USD/h)
111.62 66.29 26.93 22.12 22.34 22.63
6.2.1. Efecto del reflujo y el flujo en el
destilado sobre la función objetivo
La Figura 13 presenta el comportamiento de la
función objetivo respecto a la variación del
reflujo y el flujo en el destilado para un número
de etapas constante de 11. Como se puede
observar a menores reflujos y flujos en el
destilado el valor de la función objetivo es
menor. Esto se debe a que las cargas
volumétricas y energéticas disminuyen
reduciendo así los costos operativos y los de
capital.
Figura 13. Efecto delreflujo y el flujo en el destilado sobre
la funcion objetivo, costos operativos y costos de
capital.
6.2.2. Efecto del número de etapas en la
función objetivo
En las figuras 14 y 15 se observa que el
número de etapas tiene un efecto significativo
en la función objetivo. De manera que al
aumentar el número de etapas, hacen que
losrequerimientos energéticos tanto para el
rehervidor, condensador e intercambiador se
reduzcan. Lo anterior no solo trae como
consecuencia una reducción de costos
operativos (servicios de calentamiento y
enfriamiento), sino que se reducen además los
costos de capital debido a la disminución en las
dimensiones de los equipos.
Figura 14. Efecto del número de etapas en los
requerimientos energéticos.
Figura 15. Efecto del numero de etapas en sobre la
funcion objetivo, costos operativos y costos de capital.
6.3. Configuración óptima
La configuración óptima del sistema se obtuvo
para: 16 etapas, un reflujo de 3 y un flujo en el
destilado de 100 kmol/h. El valor de la función
objetivo fue de 22.12 USD/h que es
considerablemente inferior a la configuración
inicial que tiene un valor de 111.62 USD/h.
A continuación, en la Tabla 10 se presentan los
resultados del costeo de equipos y servicios,
por los 2 métodos de cálculo previamente
12
propuestos,para la configuración óptima
encontrada. Los resultados por ambos métodos
permiten verificar una reducción en los costos
individuales de todos los equipos respecto a la
configuración básica (Tabla 7).
Tabla 10. Costo de equipos Optimizadapara ambos
métodos. Teórico (Towler, 2008) y Aspen Plus ®.
Equipo Teórico Aspen
Intercambiador (USD) 74,849 80,800
Condensador (USD) 95,702 99,800
Contenedor condensador (USD) 67,744 87,500
Rehervidor (USD) 92,206 98,200
Bomba del rehervidor (USD) 19,142 32,300
Columna (USD) 243,828 233,500
Separador "Flash"(USD) 136,780 86,800
Total 730,251 718,900
Por otro lado se puede observar en la Tabla
11que el consumo de servicios se redujo
considerablemente, disminuyendo de esta
manera los costos operativos para la
configuración óptima respecto a la
configuración base (Tabla 8).
Tabla 11. Costo de los servicios para la configuración
optimizada. Servicio Condensador Intercambiador Rehervidor
Tipo de servicio Agua Agua Vapor de alta
presión
Precio (USD/kg) 5.9E-04 5.9E-04 0.0199
Consumo total calculado (kg/h)
13,618 11,758 175.90
Costo total calculado (USD/h)
8.034 6.93 3.50
6.4. Conclusiones de la optimización
Se corroboró que las variables manipuladas
tienen gran influencia sobre la optimización
económica, y permitieron minimizar cada uno
de los costos calculados. De esta forma se
llegó a una configuración con un diseño óptimo
para la implementación de una destilación
reactiva en la sección estudiada.
7. Conclusiones generales
Este estudiose enfocó en la factibilidad, implementación,operación y optimización de una torre de destilación reactiva como parte del proceso de producción de hidrógeno mediante el ciclo (S-I). En primera instancia se implementó un método corto para el planteamiento del diseño preliminar, en el cual se determinó la factibilidad de los procesos de separación y reacción dentro de una torre de destilación
reactiva. Igualmente, permitió estimar que son necesarias al menos 8 etapas. Para la simulación rigurosa, con configuración inicial de 11 etapas, se lograron obtener flujos de producción de 17.9 kmol/h, composiciones mayores al 99% y conversiones mayores al 99%. Además de esto, se logró determinar las mejores condiciones para su operación a partir de un análisis de sensibilidad.
Por último, se implementó una optimización económica del proceso, en la cual se logró determinar la configuración de diseño óptimo que minimiza los costos operativos y de capital. Esta configuración consiste en 16 etapas, un reflujo de 3 y un flujo en el destilado de 100 kmol/h que da lugar a un valor en la función objetivo de 22.12 USD/h.Esto se logró gracias a la influencia de las variables manipuladas en la función objetivo.En general, se encontró que la disminución del reflujo y del flujo en el destilado, combinado a un aumento en el número de etapas permite reducir la carga volumétrica y energética de equipos. Por esta razón, se logra disminuir las dimensiones de los equipos y el consumo de servicios. Se propone como continuación al presente estudio, el análisis del ciclo completo (S-I) donde se integre un análisis económico y operativo para una posterior optimización de todo el proceso de producción de hidrógeno.
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ANEXOS.
ANEXO A. Cálculos de los servicios utilizados para la simulación
Vapor de alta presión
Para el cálculo del costo de este servicio de calentamiento, se tomó como base una caldera para la
generación de vapor. Para llevar a cabo la combustión dentro de la misma, se usó como
combustible gas natural, debido a que tiene un costo relativamente bajo con relación a otros
combustibles y presenta una buena eficiencia.
Tabla A1. Energía requerida para producir una libra de vapor saturado (BTU).(U.S. Department of energy, 2012)
Presión de operación
(PSIG)
Temperatura de alimentación del agua, °C
10 38 65 94 121
150 1,178 1,128 1,078 1,028 977
450 1,187 1,137 1,087 1,037 986
600 1,184 1,134 1,084 1,034 984
Tabla A2.Contenido energético y eficiencia de combustión de diferentes combustibles.(U.S department of energy, 2012)
Tipo de combustible (unidad de venta)
Contenido energético (BTU)
Eficiencia de combustión (%)
Gas natural (MBTU) 1,000,000 85.7
Gas natural (miles de pies cúbicos)
1,030,000 85.7
Aceite destilado No. 2 (galón)
138.7 88.7
Aceite residual No. 6 (galón)
149.7 89.6
Carbón (tonelada) 27,000,000 90.3
En Colombia el costo del gas natural es de 6.89 USD/MBTU (Ecopetrol, 2012). De manera que el
costo del vapor a (450 Psig = 32 bares), alimentando agua a 38°C está dado por la siguiente
expresión:
Agua de proceso
Este servicio que es utilizado como enfriamiento para equipos como condensador e
intercambiador, tiene un valor de 1065.94 COP/m3 para uso industrial (Central, 2012), sin embargo
para ingresarlo al software es necesario realizar las siguientes conversiones:
ANEXO B. Resultados del software simulador Aspen Plus .
A continuación se presenta un resumen de los resultados obtenidos en el software Aspen
EconomicAnalyzer . Este nos permitió calcular los costos asociados a: capital, operación y
servicios. Por otra parte también se calculó además cada una de las especificaciones de cada uno
de los equipos. Lo anterior fue realizado tanto para la simulación básica, como la simulación
después de la optimización.
Simulación básica
Costos TablaB1. Resumen de costos para la simulación básica.
Costos Total
Costos de capital (USD) $ 6,020,980
Costos operativos (USD/Año) $ 2,068,590
Costos de servicios (USD/Año) $ 956,904
Resumen de costos de equipos
Tabla B2. Resumen de costos para cada equipo en específico.
Equipo Tipo Costo (USD) Total costos
directos (USD)
Peso del equipo
(kg)
Peso total de
instalación (kg)
Intercambiador Cabeza flotante
$ 23,800 $ 99,600 3083.8 10841.82
Condensador Tubos y coraza
$ 49,800 $ 172,300 8435.1 23880.40
Tanque Condensador
horizontal $ 15,200 $ 87,500 1632.6 5658.31
Rehervidor Tubos en U $ 980,200 $ 1,195,900 127005.8 144581.7
Bomba de reflujo
Centrifuga $ 5,200 $ 34,800 145.12 1978.62
Columna Reactiva
Platos perforados
$ 124,400 $ 412,600 22130.8 39559.25
Separador "flash"
Cilíndrico $ 18,000 $ 86,800 1904.7 5187.58
Especificación por equipo
Tabla B3. Dimensionamiento y especificaciones para los equipos de intercambio calorífico.
Equipo Intercambiador Condensador Rehervidor
Área de transferencia (m2) 70.24 207.42 2081.21
Presión de diseño coraza (bar) 25.44 25.44 25.44
Presión de diseño tubos (bar) 25.43 25.43 16.96
Temperatura de diseño coraza (°C) 240 243 394
Temperatura de diseño tubos (°C) 240 243 527
Diámetro externo de los tubos (m) 0.0254 0.0254 0.0254
Temperatura de operación de tubos (°C) 100 200 500
Temperatura de operación de coraza (°C) 212 216 366
Longitud de los tubos (m) 6.096 6.096 6.096
Numero de pasos entre tubos 2 1 2
TablaB4. Dimensionamiento y especificaciones para tanque de condensados.
Equipo Tanque condensador
Volumen de líquido (m3) 1.8
Diámetro del tanque (m) 0.91
Altura del tanque (m) 2.74
Presión de diseño (bar) 25.44
Temperatura de diseño (°C) 240
Temperatura de operación (°C) 212
TablaB5. Dimensionamiento y especificaciones para la torre de platos.
Equipo Columna
Diámetro (m) 1.676
Altura (m) 11.582
Temperatura de diseño (°C) 394
Temperatura de operación (°C)
366
Número de etapas 11
Espacio entre platos (m) 0.624
TablaB6. Dimensionamiento y especificaciones para la bomba de reflujo.
Equipo Bomba de reflujo
Flujo de líquido (m3/h) 5.36
Gravedad especifica del fluido 3.13
Presión de diseño (bar) 25.44
Eficiencia 0.7
Temperatura de diseño (°C) 245
Tabla B6. Dimensionamiento y especificaciones para el separador “flash”.
Equipo Separador "flash"
Volumen de líquido (m3) 2.39864058
diámetro del tanque 0.9144
Altura del tanque 3.6576
Presión de diseño (bar) 25.44
Temperatura de diseño (°C) 121
Temperatura de operación (°C) 25
Especificación de servicios
Tabla B7. Resumen de costos y especificaciones de los servicio usados.
UTILIDAD U-CON U-EXCH U-REB
Tipo Agua Agua Vapor
Precio ($/kg) 5.9E-04 5.9E-04 0.0199
Presión de entrada (bar) 22 22 42
Presión de salida (bar) 22 22 42
Temperatura de entrada (°C) 15 15 500
Temperatura de salida (°C) 200 100 400
Costo total calculado (USD/h) 26.43 15.14 63.08
Tasa de uso calculada (kg/h) 44808.1 25664.1 3169.94
Especificación de corrientes
Tabla B8. Resumen de resultados para cada corriente involucrada dentro de la simulación.
PARÁMETRO CORRIENTES
ALIMENTO DEST FON-I PRODUCTO FON-II DEST-F
Flujo molar (kmol/h)
HI 36 6.93E-03 0 5.12E-13 2.75E-14 5.40E-13
WATER 183.6 182.06 1.53 0.027 182.03 182.06
H2 0 17.99 4.72E-10 17.94 0.0551 17.99
I2 140.4 4.56E-05 158.40 4.61E-10 4.56E-05 4.56E-05
H3O+ 0 0 0 0 6.93E-03 6.93E-03
I- 0 0 0 0 6.93E-03 6.93E-03
Fracción molar
HI 0.1 3.46E-05 0 2.85E-14 1.51E-16 2.70E-15
WATER 0.51 0.91 9.59E-03 1.51E-03 0.999 0.909
H2 0 0.089 2.95E-12 0.998 3.03E-04 0.089
I2 0.39 2.28E-07 0.99 2.56E-11 2.50E-07 2.28E-07
H3O+ 0 0 0 0 3.80E-05 3.46E-05
I- 0 0 0 0 3.80E-05 3.46E-05
Flujo total (kmol/h) 360 200.07 159.93 17.969 182.101 200.07
Flujo total (kg/h) 43547.2 3317.2 40230.1 36.7 3280.5 3317.2
Temperatura (°C) 262 212.07 366.30 24.85 24.85 24.85
Presión (bar) 22 22 22 22 22 22
Entalpia (107 cal /kmol) -2.13 -5.12 0.91 -0.083 -6.82 -6.21
Simulación optimizada
Costos
Tabla B9. Resumen de costos para la simulación optimizada.
Costos Total
Costos de capital (USD) $ 3,809,920
Costos operativos (USD/Año) $ 1,147,240
Costos de servicios (USD/Año) $ 198,647
Resumen de costo de equipos
Tabla B10. Resumen de costos para cada equipo en específico optimizados.
Equipo Tipo Costo (USD)
Total costos
directos (USD)
Peso del equipo (kg)
Peso total de
instalación (kg)
Intercambiador Cabeza flotante
$ 16,700 $ 80,800 1573.65 6458.02
Condensador Tubos y coraza
$ 22,600 $ 99,800 2622.75 9986.22
Tanque Condensador
Horizontal $ 15,200 $ 87,500 1452.6 5034.47
Rehervidor Tubos en
U $ 33,800 $ 98,200 3090.9 6585.45
Bomba de reflujo Centrifuga $ 4,200 $ 32,300 100.875 1541.37
Columna Reactiva
Platos perforados
$ 73,200 $ 233,500 6133.2 15742.15
Separador "flash" Cilíndrico $ 18,000 $ 86,800 1694.7 4615.64
Especificación por equipos
Tabla B11. Dimensionamiento y especificaciones para los equipos de intercambio calorífico optimizados.
Equipo Intercambiador Condensador Rehervidor
Área de transferencia (m2) 33.68 69.29 51.51
Presión de diseño coraza (bar) 25.44 25.44 25.44
Presión de diseño tubos (bar) 25.44 25.44 17
Temperatura de diseño coraza (°C) 234 243 294
Temperatura de diseño tubos (°C) 234 243 527
Diámetro externo de los tubos (m) 0.0254 0.0254 0.0254
Temperatura de operación de tubos (°C) 100 200 500
Temperatura de operación de coraza (°C) 206 214 265
Longitud de los tubos (m) 6.096 6.096 6.096
Numero de pasos entre tubos 2 1 2
Tabla B12. Dimensionamiento y especificaciones para torre optimizada.
Equipo Torre
Diámetro (m) 0.762
Altura (m) 15.84
Presión de diseño (bar) 25.44
Temperatura de diseño (°C) 293
Temperatura de operación (°C)
265
Número de etapas 16
Espacio entre platos (m) 0.624
Tabla B13. Dimensionamiento y especificaciones para tanque de condensados optimizado.
Equipo Tanque condensador
Volumen de líquido (m3) 1.65
Diámetro del tanque (m) 0.9144
Altura del tanque (m) 2.74
Presión de diseño (bar) 25.44
Temperatura de diseño (°C) 234
Temperatura de operación (°C) 206
Tabla B14. Dimensionamiento y especificaciones para bomba de reflujo optimizada.
Equipo Bomba de reflujo
Flujo de líquido (m3/h) 1.58
Gravedad especifica del fluido 3.022
Presión de diseño (bar) 25.44
Eficiencia 0.7
Temperatura de diseño (°C) 245
Tabla B15. Dimensionamiento y especificaciones para el separado “flash” optimizado.
Equipo Separador "flash"
Volumen de líquido (m3) 2.39
diámetro del tanque 0.91
Altura del tanque 3.65
Presión de diseño (bar) 25.44
Temperatura de diseño (°C) 121
Temperatura de operación (°C) 25
Especificación por servicios
Tabla B16. Resumen de costos y especificaciones de los servicio usados ya optimizados.
UTILIDAD U-CON U-EXCH U-REB
Tipo Agua Agua Vapor
Precio ($/kg) 5.9E-04 5.9E-04 0.0199
Presión de entrada (bar) 22 22 42
Presión de salida (bar) 22 22 42
Temperatura de entrada (°C) 15 15 500
Temperatura de salida (°C) 200 100 400
Costo total calculado (USD/h) 8.03 6.93 3.50
Tasa de Uso calculada (kg/h) 13617.9 11757.7 175.90
Resultados de la simulación optimizada
Tabla B17. Resumen de resultados para cada corriente involucrada dentro de la simulación optimizada.
PARAMETRO CORRIENTES
ALIMENTO DEST FON-I PRODUCTO FON-II DEST-F
Flujo molar (kmol/h)
HI 36 0.514 0 3.82E-09 4.03E-10 4.23E-09
WATER 183.6 81.741 101.858 0.026 81.2 81.227
H2 0 17.742 2.37E-08 17.7216 0.0214 17.742
I2 140.4 1.72E-03 158.1412 4.44E-08 1.72E-03 1.72E-03
H3O+ 0 0 0 0 0.514 0.514
I- 0 0 0 0 0.514 0.514
Fracción molar
HI 0.1 5.14E-03 0 2.15E-10 4.89E-12 4.23E-11
WATER 0.51 0.817 0.392 1.50E-03 0.987 0.812
H2 0 0.177 9.11E-11 0.998 2.60E-04 0.177
I2 0.39 1.72E-05 0.61 2.50E-09 2.10E-05 1.72E-05
H3O+ 0 0 0 0 6.25E-03 5.14E-03
I- 0 0 0 0 6.25E-03 5.14E-03
Flujo total (kmol/h) 360 100 260 17.74818 82.251 100
Flujo total (kg/h) 43547.23 1574.55 41972.68 36.20 1538.35 1574.55
Temperatura (°C) 262 206.36 266.08 24.85 24.85 24.85
Presión (bar) 22 22 22 22 22 22
ANEXO C. Cálculo teórico de costos de capital
Los costos de capital para cada equipo en particular, fueron estimados mediante la
siguiente ecuación con el factor de compra de equipos “CE índex” corregido al 2012.
(9)
Las constantes de esta ecuación se tomaron de la Tabla C1. Además se tuvo en cuenta
como material de fabricación el acero inoxidable 316, puesto que presenta una mayor
resistencia a la corrosión que el acero 304, la cual podría ser producida tanto por el
hidrogeno gaseoso como por el acido yodhídrico en solución con el agua. (Matweb, 2012)
Tabla C1. Costo de compra de los equipos en una planta común para un factor de compra “CE index” de 496.(Towler &
Sinnot, 2008)
Equipo Unidades para el tamaño, S Sbajo Salto a b n
Intercambiador Área, m2 10 1000 11000 115 1
Columna y flash Peso, kg 90 124200 -10000 600 0.6
Platos perforados Diámetro, m 0.5 5 200 240 2
Bombas centrifugas Flujo,m
3/h 0.72 1800 3300 48 1.2
Se tuvo en cuenta además, los factores de instalación para cada uno de los equipos, como se
observa en la Tabla C2.
Tabla C2. Factor de costos de instalación propuesto por Hand (1985).(Towler & Sinnot, 2008)
Equipo Factor de instalación
Columnas de destilación 4
Intercambiadores 3.5
Flash 4
Bombas 4
Y por último, se hizo la corrección con el factor para el material de construcción de platos,
intercambiadores y bombas.
Tabla C3. Factor para el costo de material (Fm).(Towler & Sinnot, 2008)
Material Fm
Acero inoxidable 316 1.3
Las unidades para el tamaño S, fueron calculadas mediante el simulador Aspen Plus®, Sin
embargo, en equipos como Columna de destilación y Separador “Flash” fue necesario calcular el
peso a partir del diámetro reportado en el simulador y una serie de ecuaciones, El procedimiento
de cálculo para el costo del separador “Flash” fue similar al de la columna de destilación a
diferencia de que en las columnas se incluye el costo de los platos.
Procedimiento para el cálculo del peso de columnas de destilación y equipos
“Flash”
1. Se especificó la presión de diseño del equipo tomando un valor de un 10% por encima de
la presión de operación. Debido a que el simulador reporta la presión en atmosferas, fue
necesario ajustarla a pascales para posteriores cálculos.
(10)
(11)
2. Para calcular la máxima tensión admisible para el material de construcción del equipo, se
hizo referencia a la siguiente Tabla C4.
Tabla C4.Máxima tensión permisible bajo normas ASME BPV.(Towler & Sinnot, 2008)
Material Grado Máxima tensión permisible a una temperatura °F (Ksi = 1000psi)
100 300 500 700 900
Acero inoxidable
316 20 15.6 13.3 12.1 11.5
3. Se calculó el espesor de la pared cilíndrica del armazón (Tw), mediante la siguiente
ecuación.
(12)
En la cual es la presión de diseño en (Pa), es el diámetro de la torre en (m), S es la
máxima tensión admisible para el material en (Pa), y E es la eficiencia de la soldadura en
este caso se asumió E=1.
4. Para la torre de destilación se estimó una altura tangencial mediante heurísticos que tienen
en cuenta un espaciamiento entre platos de 0.6096 m (2ft) y adicionan a la longitud
tangencial 1.219 m (4 ft) de espacio adicional para liberación de condensados y 3.048 m (6
ft) para líquidos en el rehervidor. A partir de lo anterior, se obtiene la siguiente ecuación.
(13)
5. Se determinó la densidad del material a partir de su gravedad especifica
Tabla C5. Gravedad específica para el acero inoxidable.(Towler & Sinnot, 2008)
Material Gravedad especifica
acero inoxidable 8
(14)
(15)
6. Con los anteriores parámetros, se calculó el peso del armazón con la siguiente ecuación.
(16)
ANEXO D. Planteamiento de la optimización y análisis de sensibilidad dentro del software
simulador Aspen Plus .
Para implementar la optimización y el análisis de sensibilidad dentro de software, fue necesario
declarar cada de las variables mostradas en la Tabla D1.
Tabla D1.Variables definidas en el software Aspen Plus para análisis de sensibilidad y optimización.
Variable Definición
FLUJO Flujo molar H2 en corriente PRODUCTO (kmol/h)
COMPOSI Fracción molar de H2 en corriente =PRODUCTO
IN Flujo molar de HI en corriente ALIMENTO (kmol/h)
OUT Flujo molar de HI en corriente DEST (kmol/h)
OUT2 Flujo molar de HI en corriente FON (kmol/h)
DUTYCOND Requerimiento energético del condensador (cal/s)
DUTYREB Requerimiento energético del rehervidor (cal/s)
DUTYEXCH Requerimiento energético del intercambiador (cal/s)
AEXCHAN Area del intercambiador (m2)
RDIAM Diámetro de la columna (m)
UEXC Costo del servicio del intercambiador ($/h)
UCON Costo del servicio del condensador ($/h)
UREB Costo del servicio del rehervidor ($/h)
MOLERR Reflujo de la columna
MOLED Flujo en el destilado de la columna (kmol/h)
NSTAGE Número de etapas de la columna
PRES Presión de operación de la columna (atm)
Además de esto se utilizó el lenguaje de programación “FORTRAN”para poder declarar la función
objetivos en función de todos los cálculos de los costos de capital y operativos con relación a las
anteriores variables, como se muestra a continuación:
C TYRS = TIEMPO DE OPERACIÓN TOTAL DEL PROYECTO EN UNIDADES HORARIAS
TYRS = 15.0*365.*24.*0.95
CEIND = 550./496.
C COSTOS DE CAPITAL VARIABLES
C CEX = COSTOS INTERCAMBIADOR
CEX = (11000. + 115.*AEXCHAN)
CIN = CEX*1.3*3.5*CEIND
C PRESION DISEÑO
C PRESP = PRESION EN N/M2
PRESP = 1.01325E5*PRES*1.1
C ESTRES = ESTRES N/M2
ESTRES = 8.342E7
C TW = ESPESOR M
TW = (PRESP*RDIAM)/((2*1*ESTRES)-(1.2*PRESP))
C RHO = DENSIDAD ACERO KG/M^3
RHO = 8000.
C NSTAGE = NUMERO DE ETAPAS
NSTAGE = NSTAGE
C ALTURA = ALTURA DE LA TORRE
ALTURA = ((NSTAGE-2.)*0.6096)+ 1.2192 + 3.048
C W = PESO DE LA TORRE
W = 3.1416*RDIAM*ALTURA*TW*RHO
C ARM = COSTO ARMAZON COLUMNA DE DESTILACION
ARM = (-10000. + (600.*(W**0.6)))
C PLATE = COSTO DE LOS PLATOS
PLATE = (NSTAGE*(100. + 120.*(RDIAM**2)))*1.3
C RD = COSTO TOTAL DE LA TORRE
RD = PLATE + ARM
RDIN = (PLATE + ARM*4.)*CEIND
C CALCULO COSTO FLASH
C ALTURAF = ALTURA FLASH
ALTURAF = (12.*0.3048)
C DIAMF = DIAMETRO FLASH
DIAMF = (3.*0.3048)
C TWF = ESPESOR M
TWF = (PRESP*DIAMF)/((2*1*ESTRES)-(1.2*PRESP))
C WF = PESO DEL SEPARADOR FLASH
WF = 3.1416*DIAMF*ALTURAF*TWF*RHO
C ARMF = COSTO ARMAZON FLASH
ARMF = (-10000. + (600.*(WF**0.6)))
C COSTO TOTAL SEPARADOR FLASH
FLASH = ARMF
FLIN = FLASH*4.*CEIND
C COSTOS DE CAPITAL VARIABLES
CAP = CIN/TYRS + RDIN/TYRS + FLIN/TYRS
C COSTOS UTILITIES
UTI = UCON + UREB + UEXC
C FUNCION OBJETIVO
FO = CAP + UTI
Finalmente se obtuvieron los siguientes resultados para la optimización implementada como se
muestra en la Tabla D2.
Tabla D2. Resumen de resultados para la optimización.
NP.
Variable Condensador Rehervidor Intercambiador Columna C. Capital (USD)
C.Operativos (USD)
Flujo dest.
(kmol/h) R Q (cal/s) A (m
2) Q (cal/s) A (m
2) Q (cal/s) A (m
2)
Diámetro (m)
Columna Intercamb.
11 200.07 5 -2340938 207 2037725.1 2081 605362.2 70.93 1.6709 635167 96656.08 104,7
11 193.6 3 -1359968 122 1029300.9 741 585972.8 68.76 0.9909 318403 95399.13 61,9
15 110.5 3 -784204 75 212096.3 98 312156.7 37.64 0.7370 247152 77341.52 23,2
16 100 3 -711447 69 113079.5 52 277340.5 33.68 0.7120 243827 75040.70 18,5
20 100 3 -711267 69 113130.0 52 275913.3 33.48 0.7120 276116 74926.76 18,4
25 100 3 -711198 69 113150.2 52 275404.8 33.41 0.7120 313782 74885.84 18,4
