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1. Introducción .................................................... 14
2. Panorama energético a medio plazo .............. 15
2.1. Tendencias fundamentales .................................... 15
2.2. Principales variables ............................................. 17
2.3. Demanda de energía primaria ............................... 19
2.4. Reservas ................................................................ 23
2.5. Emisiones de CO2 ................................................ 24
2.6. El sector eléctrico.................................................. 24
2.6.1. Demanda de electricidad .......................................................... 24
2.6.2. Suministro de electricidad ........................................................ 26
2.6.3. Reemplazamiento y construcción de nuevas plantas de
generación ............................................................................................. 32
2.6.4. Emisiones de CO2..................................................................... 33
2.7. Eficiencia energética ............................................. 34
2.7.1. El camino hacia la eficiencia.................................................... 36
3
3.4.1. Determinación del poder calorífico .......................................... 42
3.5. Demanda de carbón hasta 2035 (New Policies
Scenario) ...................................................................... 44
3.5.1. Demanda por sectores .............................................................. 46
3.5.2. Tendencias por regiones ........................................................... 46
3.6. Reservas ................................................................ 49
3.7. Producción y mercado........................................... 50
4. Tecnología IGCC............................................. 54
4.1. Esquema básico IGCC. Ventajas principales. ....... 54
4.1.1. Eficiencia y emisiones .............................................................. 54
4.1.2. Versatilidad .............................................................................. 55
4.1.3. Subproductos ............................................................................ 57
4.2. Descripción y simulación de la IGCC. Aspectos
generales ...................................................................... 57
4.2.1. Esquema de la planta ................................................................ 57
4.2.2. Aspectos generales de la simulación ........................................ 60
4.2.2.1. Breve descripción del software utilizado .................................................... 60
4.2.2.2. Interfaz de usuario ...................................................................................... 60
4.2.2.3. Parámetros generales ................................................................................. 61
4.2.2.4. Stream classes ............................................................................................. 63
4.2.2.5. Nomenclatura de las corrientes y las unidades que intervienen en el
proceso ..................................................................................................................... 63
4.2.2.6. Especificación de los componentes ............................................................ 65
4.2.2.7. Propiedades globales de la simulación ....................................................... 65
4
4.3.1.1 Etapas de la gasificación.................................................................................. 67
4.3.1.2 Aspectos termodinámicos ............................................................................... 72
5
4.4.8.1. Simulación del proceso ............................................................................. 164
6
5. Producción de electricidad con captura y
almacenamiento de CO2 .....................................269
5.1. Simulación de los sistemas de producción de
hidrógeno y captura y almacenamiento de CO2 ......... 271
5.2. Secciones del proceso ......................................... 271
5.2.1. Reactores WGS ...................................................................... 271
5.2.1.1. Simulación del proceso ............................................................................. 272
7
Lista de figuras
8
Figura 41 Gasificador de lecho arrastrado + enfriamiento del gas [6] ...................................... 105
Figura 42 Resultados composición del gas de síntesis sin tratar............................................... 117
Figura 43 Resultados análisis de sensibilidad ER / Composición ............................................ 122
Figura 44 Resultados análisis de sensibilidad ER / Composición, rango gasificación ............. 123
Figura 45 Resultados análisis de sensibilidad ER / Tª .............................................................. 124
Figura 46 Resultados análisis de sensibilidad SR / Composición ............................................. 125
Figura 47 Resultados análisis de sensibilidad SR / Tª .............................................................. 126
Figura 48 Capacidad de absorción [9] ...................................................................................... 131
Figura 49 Disolventes absorción química [8] ........................................................................... 132
Figura 50 Proceso MDEA [8] ................................................................................................... 133
Figura 51 Proceso Selexol [8] ................................................................................................... 134
Figura 52 Proceo Rectisol [8] ................................................................................................... 135
Figura 53 Lavador tipo Venturi................................................................................................. 140
Figura 54 Análisis de sensibilidad fracción amoniaco / caudal de agua .................................. 149
Figura 55 Compuestos de azufre en función del PH ................................................................. 151
Figura 56 Porcentaje amoniaco / amonio en función del PH .................................................... 152
Figura 57 Calderín Stripper....................................................................................................... 156
Figura 58 Comparación composiciones gas sin tratar y tratado ................................................ 169
Figura 59 Perfil de H2S a lo largo del absorbedor .................................................................... 169
Figura 60 Perfil H2S en el desorbedor ...................................................................................... 171
Figura 61 Proceso Claus [24] .................................................................................................... 172
Figura 62 Estructura del azufre según temperatura ................................................................... 173
Figura 63 Perfil de temperaturas del proceso Claus [25] .......................................................... 174
Figura 64 Esquema básico de máquina térmica [27] ............................................................... 186
Figura 65 Diagrama P-V [29] ................................................................................................... 187
Figura 66 Diagrama T-S. Calor total [29] ................................................................................. 188
Figura 67 Proceso isentrópico [29] ........................................................................................... 189
Figura 68 Diagrama T-S ciclo [29] ........................................................................................... 189
Figura 69 Ciclo Brayton abierto [29] ........................................................................................ 191
Figura 70 Ciclo Brayton cerrado [29] ....................................................................................... 191
Figura 71 Diagramas ciclo de gas ideal [29] ............................................................................. 192
Figura 72 Eficiencia térmica / Relación de presiones [29] ....................................................... 193
Figura 73 Diagrama T-S ciclo de gas real [29] ......................................................................... 195
Figura 74 Transferencia de calor en fase mixta ........................................................................ 196
Figura 75 Ciclo Rankine [29] .................................................................................................... 197
Figura 76 Diagrama T-S ciclo real [29] .................................................................................... 199
Figura 77 Diagrama T-S. Disminución P de condensación [29]............................................... 200
Figura 78 Diagrama T-S. Sobrecalentamiento vapor [29] ........................................................ 201
Figura 79 Diagrama T-S. Aumento P caldera [29] ................................................................... 201
Figura 80 Ciclo Rankine con recalentamiento [29] .................................................................. 202
Figura 81 Ciclo combinado [29] ............................................................................................... 203
Figura 82 Turbina de gas [6] ..................................................................................................... 205
Figura 83 Emisiones NOx / Temperatura [32] .......................................................................... 208
Figura 84 Emisiones NOx / Aire alimentado [32] .................................................................... 208
9
Figura 85 Caudales de entrada y salida ASU ............................................................................ 213
Figura 86 Calderín caldera de recuperación de calor. ............................................................... 220
Figura 87 Caldera de recuperación de calor .............................................................................. 220
Figura 88 Potencia y rendimiento de la turbina vs presión [43] ............................................... 223
Figura 89 Potencia y rendimiento de la turbina vs temperatura [43] ........................................ 223
Figura 90 Pinch point ................................................................................................................ 224
Figura 91 Pinch point / Superficie de intercambio [43] ............................................................ 225
Figura 92 Influencia vapor de baja presión en potencia de la turbina y superficie de la caldera
[43] ............................................................................................................................................ 226
Figura 93 Influencia vapor de media presión en potencia de la turbina y superficie de la caldera
[43] ............................................................................................................................................ 227
Figura 94 Influencia de la temperatura de los distintos niveles de presión del vapor en la
potencia [43] ............................................................................................................................. 228
Figura 95 Diagrama de flujo de transferencia de calor [43] ..................................................... 228
Figura 96 Diagrama de transferencia de energía entre los gases de escape y el agua-vapor de la
caldera de recuperación ............................................................................................................. 242
Figura 97 Diagrama Tª / composición aire................................................................................ 243
Figura 98 Esquema ASU [44] ................................................................................................... 245
Figura 99 Caudales de entrada y salida ASU ............................................................................ 247
Figura 100 Esquema coste total de planta ................................................................................. 259
Figura 101 Distintas configuraciones uso de hidrógeno [10] ................................................... 270
Figura 102 Perfil de concentración H2 en M-ABS ................................................................... 280
Figura 103 Diagrama de transferencia de energía entre los gases de escape y el agua-vapor de la
caldera de recuperación. Conf. 1 ............................................................................................... 286
Lista de tablas
Tabla 1 Demanda de energía primaria mundial por fuente de energía [1] .................................. 19
Tabla 2 Reservas de combustibles fósiles [1] ............................................................................. 23
Tabla 3 Generación de energía eléctrica por combustible [1] ..................................................... 27
Tabla 4 Demanda de carbón por región y escenario [1] ............................................................. 45
Tabla 5 Demanda de carbón por sector [1] ................................................................................. 46
Tabla 6 Demanda de carbón por región [1] ................................................................................ 47
Tabla 7 Producción de carbón por región [1].............................................................................. 52
Tabla 8 Ventajas ciclo combinado [6] ........................................................................................ 55
Tabla 9 Nomenclatura de las secciones ...................................................................................... 64
Tabla 10 Nomenclatura unidades auxiliares ............................................................................... 64
Tabla 11 Componentes de la simulación .................................................................................... 65
Tabla 12 Variación de la constante de eq. con la Tª [10] ............................................................ 74
Tabla 13 Comparación entre distintos tipos de gasificadores ..................................................... 80
Tabla 14 Gasificadores de lecho arrastrado [9] ........................................................................... 80
Tabla 15 Composición del combustible [6] ................................................................................ 89
10
Tabla 16 Resultados A-SECADO ............................................................................................. 103
Tabla 17 Resultados A-FLASH ................................................................................................ 104
Tabla 18 Resultados A-MIX ..................................................................................................... 104
Tabla 19 Resultados B-PIROLI ................................................................................................ 116
Tabla 20 Resultados corriente B-RAWGAS ............................................................................. 117
Tabla 21 Variación del oxígeno alimentado al gasificador ....................................................... 119
Tabla 22 Variación del vapor alimentado al gasificador........................................................... 125
Tabla 23 Resultados D-VENT .................................................................................................. 148
Tabla 24 Resultados E-STRAC ................................................................................................ 157
Tabla 25 Resultados E-STRBA ................................................................................................ 159
Tabla 26 Distribución de PH Stripper básico ............................................................................ 160
Tabla 27 Resultados corriente F-COS3..................................................................................... 163
Tabla 28 Resultados G-ABS ..................................................................................................... 168
Tabla 29 Resultados G-DESOR ................................................................................................ 170
Tabla 30 Resultados corriente H-GASCLA .............................................................................. 182
Tabla 31 Resultados corriente H-MIX2 .................................................................................... 182
Tabla 32 Resultados corrientes H-REAC1 y H-REAC2 ........................................................... 183
Tabla 33 Resultados corriente H-HIDROG .............................................................................. 183
Tabla 34 Resultados corriente H-AZUFRE .............................................................................. 184
Tabla 35 Resultados corriente IJ-GAST4 ................................................................................. 218
Tabla 36 Resultados corriente J-GAS10 ................................................................................... 242
Tabla 37 Energía disponible, potencia generada y potencia consumida ................................... 251
Tabla 38 Nº de operarios / sección ............................................................................................ 261
Tabla 39 Factor de mantenimiento ............................................................................................ 262
Tabla 40 Costes de operación variables .................................................................................... 263
Tabla 41 Evaluación económica IGCC ..................................................................................... 267
Tabla 42 Validación del modelo ............................................................................................... 269
Tabla 43 Resultados corrientes de salida de los reactores de WGS .......................................... 273
Tabla 44 Resultados M-ABS .................................................................................................... 279
Tabla 45 Resultados M-DESOR ............................................................................................... 281
Tabla 46 Resultados corriente O-CO2 ...................................................................................... 283
Tabla 47 Energía disponible, potencia generada, potencia consumida. Conf 1 ........................ 288
Tabla 48 Nº operarios / sección. Conf. 1................................................................................... 290
Tabla 49 Factor de mantenimiento. Conf 1 ............................................................................... 291
Tabla 50 Resultados evaluación económica. Conf 1................................................................. 293
Tabla 51 Comparación IGCC / Configuración 1 ...................................................................... 294
11
Lista de diagramas y figuras Aspen Plus
Aspen Plus 1 Interfaz de usuario................................................................................................. 61
Aspen Plus 2 Tipos de corrientes ................................................................................................ 61
Aspen Plus 3 Buscador de datos ................................................................................................. 62
Aspen Plus 4 Especificaciones globales ..................................................................................... 62
Aspen Plus 5 Diagrama de flujo sección de preparación y alimentación del combustible ......... 91
Aspen Plus 6 Cálculo propiedades termodinámicas del combustible ......................................... 92
Aspen Plus 7 Calor de combustión ............................................................................................. 93
Aspen Plus 8 Cálculo propiedades termodinámicas de la ceniza ................................................ 93
Aspen Plus 9 Distribución del tamaño de partículas ................................................................... 94
Aspen Plus 10 Composición del combustible ............................................................................. 95
Aspen Plus 11 Reacción secado .................................................................................................. 97
Aspen Plus 12 Especificación de la humedad tras secado .......................................................... 97
Aspen Plus 13 Calculator Block WATER. Definición de variables ........................................... 99
Aspen Plus 14 Calculator Block WATER. Definición de variables ......................................... 100
Aspen Plus 15 Calculator Block WATER. Cálculo .................................................................. 101
Aspen Plus 16 Calculator Block WATER. Orden ejecución .................................................... 101
Aspen Plus 17 Diagrama de flujo gasificador ........................................................................... 107
Aspen Plus 18 Adición de propiedades ..................................................................................... 109
Aspen Plus 19 Separador para el cálculo de COMB-O2 .......................................................... 109
Aspen Plus 20 Distribución productos RYield ......................................................................... 111
Aspen Plus 21 Calculator Block COMBUST. Variables .......................................................... 111
Aspen Plus 22 Calculator Block COMBUST. Cálculo ............................................................. 112
Aspen Plus 23 Calculator Block COMBUST. Orden de ejecución .......................................... 113
Aspen Plus 24 RYield. Distribución de tamaño de partículas .................................................. 113
Aspen Plus 25 Reacciones proceso gasificación ....................................................................... 115
Aspen Plus 26 Análisis de sensibilidad ER / Composición. Variables ..................................... 120
Aspen Plus 27 Análisis de sensibilidad ER / Composición. Variable manipulada ................... 120
Aspen Plus 28 Análisis de sensibilidad ER / Composición. Variables en resultados ............... 121
Aspen Plus 29 Análisis de sensibilidad ER / Composición. Opciones ..................................... 121
Aspen Plus 30 Análisis de sensibilidad ER / Tª. Variables ....................................................... 123
Aspen Plus 31 Análisis de sensibilidad SR. Variable manipulada............................................ 125
Aspen Plus 32 Diagrama de flujo enfriamiento del gas de síntesis........................................... 127
Aspen Plus 33 Secuencia convergencia .................................................................................... 129
Aspen Plus 34 Coeficientes Ley de Henry [10] ........................................................................ 139
Aspen Plus 35 Diagrama de flujo sección lavado ..................................................................... 141
Aspen Plus 36 Componentes reacciones iónicas....................................................................... 142
Aspen Plus 37 Componentes cálculo Ley de Henry ................................................................. 143
Aspen Plus 38 Reacciones con especies iónicas ....................................................................... 144
Aspen Plus 39 Calculo de propiedades. ELECNRTL ............................................................... 146
Aspen Plus 40 Diagrama de flujo Strippers .............................................................................. 153
Aspen Plus 41 Diagrama de flujo hidrólisis del COS ............................................................... 161
12
Aspen Plus 42 Diagrama de flujo MDEA ................................................................................. 164
Aspen Plus 43 Diagrama de flujo proceso Claus ...................................................................... 175
Aspen Plus 44 Diagrama de flujo Claus etapa térmica ............................................................. 175
Aspen Plus 45 Diagrama de flujo Claus etapa catalítica ........................................................... 176
Aspen Plus 46 Calculator block HORNO1. Variables.............................................................. 178
Aspen Plus 47 Calculator block HORNO1. Cálculo................................................................. 178
Aspen Plus 48 Calculator block HORNO1. Orden de ejecución .............................................. 179
Aspen Plus 49 Diagrama de flujo ciclo de gas .......................................................................... 210
Aspen Plus 50 Diagrama de flujo compresores y cámara combustión ..................................... 211
Aspen Plus 51 Diagrama de flujo turbinas ................................................................................ 211
Aspen Plus 52 Diagrama de flujo ciclo de vapor ...................................................................... 229
Aspen Plus 53 Diagrama de flujo ciclo vapor. Alimentación de agua, ciclos de baja y media
presión ....................................................................................................................................... 230
Aspen Plus 54 Diagrama de flujo ciclo vapor. Ciclos de media y alta presión......................... 232
Aspen Plus 55 Diagrama de flujo ciclo vapor. Turbinas y condensador .................................. 233
Aspen Plus 56 Método de cálculo intercambiadores de calor ................................................... 235
Aspen Plus 57 Diagrama de flujo simplificado ASU ................................................................ 246
Aspen Plus 58 Diagrama de flujo sección WGS ....................................................................... 272
Aspen Plus 59 Diagrama de flujo sección Rectisol................................................................... 274
Aspen Plus 60 Coeficientes Ley de Henry 2 [10] ..................................................................... 275
Aspen Plus 61 Diagrama de flujo licuefación CO2 .................................................................. 281
13
1. Introducción
Pese al aumento del uso de energías renovables, los combustibles fósiles continuarán
siendo la fuente dominante de energía durante las próximas décadas, sobre todo en
países en desarrollo, donde su uso se verá aumentado. El carbón seguirá siendo la
columna vertebral en generación eléctrica, principalmente en dichos países, contando
con amplias reservas, ya que está presente en más de 70 países, al contrario que el crudo
o el gas, presentando además una mayor estabilidad en su coste.
14
electricidad mediante la combustión de H2, separando el CO2 para su almacenamiento.
Ambas configuraciones son comparadas en términos técnicos y económicos, calculando
sus eficiencias y el coste de cada esquema.
15
Figura 1 Demanda de energía primaria según escenario [1]
Nuestro escenario de estudio será el “New Policies Scenario”, ya que se suponemos que
las medidas anunciadas para los próximos años se pondrán en funcionamiento, por lo
que resulta el escenario más representativo de lo que ocurrirá en las próximas dos
décadas.
16
2.2. Principales variables
El precio es una de las variables principales que nos conducen a elegir entre una fuente
de energía u otra:
- Precio del crudo: Desde la crisis económica de 2008, el precio del crudo ha
seguido una tendencia ascendente la cual parece continuar a medio plazo. Este
aumento es debido principalmente al coste de la obtención del crudo de nuevas
fuentes, tanto como para satisfacer la creciente demanda, como para suplir los
yacimientos ya agotados. Los precios son mayores en aquellos escenarios donde
la demanda de crudo es mayor, como podemos ver en la siguiente gráfica:
- Precio del gas natural: En algunos países (como por ejemplo Estados Unidos,
Reino Unido o Australia) el precio del gas natural está establecido en base a la
demanda y los costes de suministro local. En otros, sin embargo, este precio
está pactado a largo plazo y ligado al precio del petróleo. Esto ocurre en países
europeos, Japón o Corea. Mientras, en países como Rusia este precio está sujeto
a subvenciones, por lo que existen diversos mecanismos para establecer el
precio de esta fuente de energía. Otro aspecto a tener en cuenta son los altos
costes de transporte del gas natural frente a otros tipos de energías. Estas
circunstancias se traducen en que puede haber diferencias sustanciales de precio
17
según hablemos de un mercado u otro. A continuación se muestra un gráfico que
compara precios entre varios mercados en base al precio del crudo y
comparándolo también con el precio del carbón:
- Precio del carbón: Solo una pequeña parte del carbón consumido se comercia
internacionalmente. Mientras en algunas regiones los precios internacionales
juegan un papel importante, en otras estos precios están relacionados con su
propia producción, como es el caso de los Estados Unidos. Los precios a nivel
internacional se han vuelto bastante volátiles debido a los cambios en la
producción, el uso y el comercio del carbón, alcanzando mínimos en 2008,
para a continuación crecer hasta 2011 y volver a disminuir suavemente
después debido a la recesión y la disponibilidad de carbón para mercado
internacional.
18
mencionadas. Por otra parte, parece que la demanda de carbón irá
disminuyendo a partir de 2025, por lo que el precio no aumentará (tomando
como referencia el New Policies Scenario).
Por su parte, el precio de las emisiones de CO2 afecta a la demanda energética, ya que
influye sobre el tipo de fuente de energía utilizada. Este precio tenderá a aumentar,
favoreciendo las inversiones en técnicas que permitan obtener energía con menores
emisiones de CO2 a la atmósfera.
Los combustibles fósiles cuentan con el 59% del incremento global de esta demanda,
manteniéndose como la principal fuente de energía en el mundo. El crudo continúa
siendo el combustible principal, aunque su uso cae un 5% hasta 2035. Respecto al
carbón, este representó el 45 % del crecimiento global de la demanda energética entre
19
2001 y 2011, y se prevé que siga creciendo a medio plazo, aunque a un ritmo más lento.
La demanda de gas natural, por su parte, aumentará alrededor de un 50%, representando
el 24 % de la demanda global.
Por su parte, las energías renovables como fuente de energía primaria crecen desde un
13% en 2010 hasta un 18% en 2035, la mayor parte en el sector energético. Mientras, el
uso de energía nuclear se mantiene prácticamente constante, sobre todo a raíz del
accidente de Fukushima, aportando un 12% de la demanda total.
20
Figura 5 Influencia de China e India en el incremento de demanda de energía primaria [1]
Rusia se posiciona como el cuarto mayor consumidor de energía, con un elevado uso de
energía per cápita, debido a su frío clima, y a la falta de optimización en algunas
técnicas de producción y consumo energéticos. Los combustibles fósiles, en concreto el
gas natural, se mantienen como los principales protagonistas para la obtención de
energía, con presencia de la energía nuclear y las renovables.
El continente africano crecerá en población, suponiendo una quinta parte del aumento
de la población mundial. Sin embargo, su demanda de energía crecerá a un ritmo
mucho menor (alrededor de un 1,4% anual), continuando la fuerte dependencia a la
biomasa tradicional. Se estima que más de 650 millones de personas continuarán sin un
acceso estable a la electricidad.
21
Figura 6 Demanda de energía primaria en países no pertenecientes a la OECD [1]
22
Respecto a Japón, tras el accidente de Fukushima el país se replantea disminuir su
dependencia de la energía nuclear, aumentando la presencia de gas natural y energías
renovables. Tanto el uso de crudo como del carbón también sufren caídas.
2.4. Reservas
Respecto a las energías renovables, estas son abundantes y capaces de soportar buena
parte del crecimiento proyectado, al igual que el uranio, elemento del que se obtiene el
combustible nuclear.
23
2.5. Emisiones de CO2
A pesar de las políticas para luchar contra las emisiones de CO2 y sus efectos en el
cambio climático, estas emisiones aumentarán hasta 2035 hasta las 70 gigatoneladas, un
23% más comparado con 2010, tendencia que se traduce a largo plazo en un aumento de
la temperatura global del planeta de 3,6 ºC.
Las emisiones de CO2 de los países de la OECD disminuyen un 16% entre 2010 y 2035
gracias al uso de energías renovables en la producción de energía y al aumento de la
eficiencia. Por el contrario, las emisiones en países no pertenecientes a la OECD crecen
prácticamente un 50% en el periodo de estudio, siendo China el país más contaminante,
cuyas emisiones superan a E.E.U.U. y la Unión Europea combinados. Le sigue la India
que en 2035 llega a duplicar sus emisiones de 2010.
La demanda de electricidad se incrementó un 40% entre 2000 y 2010, a pesar del receso
sufrido en 2009 a causa de la crisis económica global. Esta demanda seguirá creciendo
24
de manera más rápida que cualquier otra forma de energía final durante el periodo de
estudio, expandiéndose hasta un 70% entre 2010 y 2035.
25
Figura 8 Demanda de energía eléctrica [1]
En la siguiente tabla podemos observar como varían los usos de los distintos
combustibles según el escenario de estudio, jugando un papel fundamental las
tecnologías de captura y almacenamiento de CO2 en el “450 Scenario”. Esta tabla es
reflejo del efecto en las políticas adoptadas para el alcance de una mayor eficiencia en el
uso de la electricidad, así como de las inversiones adoptadas en el desarrollo de
tecnologías que permitan reducir las emisiones al medio, dándonos una idea de a qué
distancia estamos de cumplir con el objetivo de limitar el calentamiento global del
planeta.
26
Tabla 3 Generación de energía eléctrica por combustible [1]
27
Figura 9 Generación de energía eléctrica por combustible y región [1]
Los costes de producción, afectados en gran medida por las políticas energéticas,
suponen uno de los grandes factores en los cambios proyectados sobre el uso de los
distintos combustibles y tecnologías utilizadas para la generación eléctrica. El coste de
la generación a partir de combustibles fósiles, especialmente del gas natural, está
altamente influenciado por el precio de la obtención y producción de dicho combustible,
mientras en el caso de la energía nuclear y las renovables el factor más importante es el
coste de la planta. Otro factor importante a tener en cuenta, que podríamos incluir en las
políticas impuestas por cada país, es el precio de las emisiones de carbono, cuyo
aumento fomenta el uso de tecnología más eficientes y respetuosas con el medio.
Numerosos países han comenzado a adoptar medidas para favorecer la competitividad
de las renovables frente a otras fuentes en la generación de electricidad.
28
Figura 10 Generación de energía eléctrica a partir de carbón por región [1]
La generación a partir de gas se expandirá desde los 4760 TWh en 2010 hasta
los 8470 TWh aproximadamente en 2035, incrementando su porcentaje en la
generación total en un 1% hasta el 23%. Aproximadamente ¾ del crecimiento en
la generación a partir de gas ocurre en países no pertenecientes a la OECCD,
contando China con un 20% y Oriente Medio con el 18% de dicho crecimiento.
El alto precio del gas podría ser un impedimento que podría frenar su demanda,
aunque el bajo coste de las plantas, su menor tiempo de construcción y su
mayor flexibilidad permiten contrarrestar este hecho. Su uso además estará
favorecido en Oriente Medio debido a la existencia de subsidios, así como en
Estados Unidos, cuyas reservas de gas de esquisto “shale gas” ayudarán a
mantener los precios del gas bajos.
29
Figura 11 Generación de energía eléctrica a partir de gas por región [1]
30
Figura 12 Generación de energía eléctrica a partir de energía nuclear por región [1]
A nivel global, la producción crecerá desde los 2756 TWh en 2010 a los 4370
TWh aproximadamente en 2035, un incremento de casi el 60%; sin embargo, el
porcentaje global de electricidad generada a través de energía nuclear decrece
desde un 13 a un 12%.
31
Figura 13 Porcentaje de energía eléctrica generada por renovables [1]
El grueso de la capacidad adicional proviene de plantas de carbón y gas, así como de los
parques eólicos, tal como puede verse en el siguiente gráfico:
32
Figura 14 Disminuciones y aumentos en la capacidad de generación de electricidad [1]
En los países de la OECD las emisiones se mantendrán más o menos estables a partir de
2015, gracias al menor uso del carbón, la mayor eficiencia de las plantas y el uso de
energías renovables. Fuera de la OECD las emisiones continúan creciendo aunque de
manera más lenta a partir de 2020, donde crece la aportación de la energía nuclear y las
renovables. China será protagonista en este aumento de las emisiones, contando con
unos 2/3 del crecimiento neto en el sector eléctrico.
33
Figura 15 Emisiones de CO2 producidas por combustibles fósiles [1]
34
Figura 16 Evolución de la intensidad energética media [1]
Las políticas impuestas por la Unión Europea, China, Estados Unidos y Japón serán
responsables del 53% de la reducción global en la demanda energética tal como se
muestra en el siguiente gráfico:
35
Figura 17 Ahorro en energía primeria debido a aumentos de eficiencia [1]
Las mejoras comentadas hasta ahora realizadas en materia de eficiencia solo cubren una
porción del verdadero potencial alcanzable, existiendo aun numerosas barreras para la
implantación de medidas necesarias incluso cuando estas son económicamente viables.
La consecución de estas medidas tendría un triple beneficio, ya que se recortaría la
demanda, mejorando la economía global y obteniendo beneficios medioambientales. Se
estima que las medidas a implantar en materia de transformación y consumo energético,
podrían reducir el crecimiento de la demanda de energía primaria en un 14% respecto al
“New Policies Scenario”, el cual hemos utilizado hasta ahora para analizar el panorama
energético hasta 2035.
36
que reduzcan las pérdidas de transmisión y distribución, el uso de redes inteligentes, así
como la integración de las plantas combinadas de generación eléctrica y calor.
37
3. El carbón como combustible
La calidad de cada tipo de carbón se determina por la temperatura y presión a la que han
estado sometidas las capas de restos de vegetales en su formación, así como por el
tiempo de formación. Generalmente, los tipos de carbón se clasifican según su
contenido en carbono:
38
- Antracita: Procede de la transformación de la hulla, siendo el tipo de carbón
con mayor porcentaje en carbono, pudiendo llegar al 95%. Es negro, brillante, muy duro
y posee estructura cristalina. Posee un alto poder calorífico, desprendiendo poco humo
debido a su menor contenido en volátiles y presenta un coste elevado, utilizándose
como fuente de carbono industrial.
39
3.3. Composición del carbón
40
Por consiguiente, las cenizas definen la calidad del carbón al determinar el
contenido de materia incombustible presente. A mayor contenido en cenizas el
poder calorífico del carbón será menor, aumentando además los sobrecostes de
manipulación y tratamiento, y los problemas en los equipos de transporte y
combustión debido a la erosión.
41
Poder calorífico inferior: es la cantidad de calor que se obtiene en la
combustión completa de una unidad de combustible al enfriar los gases
de combustión a 0 ºC y 1 atmósfera, quedando el agua en estado de
vapor. Se obtiene a partir del anterior, restándole el calor latente de
condensación del vapor de agua. Este vapor es el formado en la
combustión del hidrógeno o los hidrocarburos, más el formado al
evaporarse la humedad que pudiera tener el combustible.
42
C + 0.5O2 CO + 2440 kcal/kg C
Este valor es el poder calorífico superior del hidrógeno ya que incluye el calor
cedido por la condensación del vapor de agua formado en la combustión. En el
caso en que este calor no pueda ser aprovechado, al calor liberado en la
oxidación del hidrógeno habrá que descontarle el calor que pierde al no
condensar el vapor de agua, resultando el poder calorífico inferior del hidrógeno
que es de 29000 kcal/kg de hidrógeno.
Una vez determinados los poderes caloríficos de cada elemento podemos recurrir a la
fórmula de Dulong para el cálculo del poder calorífico total del combustible:
43
PCI)S = 8140*C’ + 29000*(H’ – O’/8) + 2220*S’
Siendo:
C,H,O,S fracción másica del componente en el combustible (base
húmeda).
W fracción másica de humedad referido al combustible húmedo.
C’,H’,O’,S’ fracción másica del componente en el combustible (base
seca). Se relaciona con la composición en base húmeda de la siguiente
forma:
X’ =
44
economías emergentes, hacen necesaria la implantación de medidas para frenar esta
tendencia. Según las estimaciones, el carbón se mantendrá como el segundo
combustible primario por detrás del crudo, a pesar de perder protagonismo a costa del
gas natural, cayendo su porcentaje en la demanda de energía primaria total por debajo
del 25% en 2035, lo que supone una caída del 3% respecto a 2010. El carbón continuará
siendo la columna vertebral en la generación de electricidad, especialmente en los
países no pertenecientes a la OECD, creciendo su demanda global un 0,8% por año
hasta 2035. Este crecimiento puede considerarse lento comparado con el sufrido en las
últimas décadas, produciéndose la mayor parte del mismo antes de 2020, año en el que
se ve disminuido debido a la puesta en funcionamiento de nuevas políticas de
emisiones. La correcta implantación de estas políticas puede ayudar a reducir las
emisiones producidas por el uso del carbón de alguna de las siguientes formas:
45
objetivo de limitar el incremento de la temperatura global a los 2 ºC, respecto al uso del
carbón.
46
carbón en 2035 es el 60% de lo que era en 2010, mientras su demanda aumentará
notablemente en los países asíaticos.
47
El porcentaje de electricidad generada a través de carbón pasará de un 80% en
2010 hasta el 55 % en 2035, aumentando el uso de la energía nuclear, con 26
reactores en construcción. También tendrán un papel importante en esta
reducción las energías renovables como la eólica o la solar, donde China cuenta
con un tercio del aumento de la capacidad de generación global que se producirá
hasta 2020. La existencia de fuentes de gas no convencional hace que este
pudiese ser una alternativa para satisfacer parte de la demanda energética del
país, siempre y cuando se consiga replicar las técnicas utilizadas con éxito en
Estados Unidos para su extracción.
48
consumo nacional. La cantidad de electricidad generada por el carbón
permanecerá aproximada constante hasta 2025, momento en el que comenzará a
disminuir hasta representar aproximadamente un tercio de la generación total en
2035. La extracción de fuentes de gas no convencional hace que crezcan el
número de plantas basadas en este combustible, que pasa a tener un papel
representativo, aunque el carbón seguirá siendo la principal fuente de generación
eléctrica a pesar de que su porcentaje en la generación global se vea disminuido
a costa de la utilización de otras fuentes de energía.
3.6. Reservas
Las reservas mundiales probadas de carbón ascienden a unas 1012 de toneladas,
suficientes para abastecer unos 140 años de producción al ritmo actual, aunque se
estima que la cantidad total contando las reservas no probadas podría ser hasta 20 veces
mayor.
49
Figura 19 Reservas de carbón por región [1]
Estos 4 países cuentan también con el 70% de la producción mundial, que dedican su
mayor parte al consumo nacional, siendo Australia e Indonesia los mayores
exportadores a nivel internacional, pese a contar con solo el 7% de las reservas globales.
A pesar de que la cantidad de carbón no supone un problema para el crecimiento de la
producción, el coste de la misma tenderá a aumentar debido al agotamiento de las minas
existentes y la búsqueda de nuevos yacimientos menos interesantes desde el punto de
vista económico, alejados de los centros de demanda o atravesados por infraestructuras
de transporte. El fortalecimiento del precio del carbón junto al aumento de la
productividad gracias a la tecnología puede ayudar a contrarrestar este aumento del
coste.
50
fuertemente hasta 2020, para luego mantenerse aproximadamente constante hasta 2035,
siendo el volumen de comercio un 35% mayor en 2035 que en 2010.
Casi todos los grandes productores, incluido China y Estados Unidos verán su
producción ralentizada o incluso disminuida en el periodo de estudio. La producción
crecerá sustancialmente en algunas regiones, como Indonesia e India, mientras en los
países de la OECD se ve disminuida a partir de 2020, siendo un 10% menor en 2035
que en 2010. La disminución en Europa y Estados Unidos consigue eclipsar el
crecimiento en Australia. Los países no pertenecientes a la OECD, por su parte,
experimentan un crecimiento de unas 1050 Mtce entre 2010 y 2035, estando
concentrado alrededor del 70% del aumento hasta 2020. China, el mayor productor
mundial, ve como su producción se vuelve aproximadamente constante a partir de dicho
año 2020, mientras la India, que en 2010 producía la mitad de carbón que Estados
Unidos (en base energética), experimenta un rápido crecimiento que le lleva hasta ser el
segundo mayor productor mundial hacia 2035. Se produce un aumento también en
Indonesia, que supera a Australia en la segunda mitad del periodo de estudio,
suponiendo un cuarto del crecimiento global. Por último, aparte del tradicional
crecimiento en la producción de carbón que se viene produciendo en países como
Sudáfrica o Colombia, debemos tener en cuenta la aparición de nuevos productores
como Mongolia o Mozambique.
51
Tabla 7 Producción de carbón por región [1]
52
Figura 20 Países importadores de carbón [1]
53
4. Tecnología IGCC
4.1. Esquema básico IGCC. Ventajas principales.
A través del análisis realizado del sector energético hasta 2035 hemos puesto de
manifiesto la necesidad de contar con plantas de generación eléctricas que nos permitan
generar electricidad de manera eficiente y limpia a partir de combustibles como el
carbón, ya que este seguirá siendo el combustible mayoritario a nivel mundial para
generar de electricidad durante los próximos años.
54
moderadores de la temperatura, y junto con oxígeno, que se introduce en defecto, por lo
que el carbón es oxidado parcialmente, produciéndose gas de síntesis. Una de las
ventajas de esta técnica es que este gas puede ser a continuación enviado a unidades de
limpieza, donde se remueven los componentes no deseados, como el azufre y el
nitrógeno, antes de su combustión, disminuyendo las emisiones de óxidos perjudiciales
para el medio. Posteriormente el gas se quema en un ciclo combinado con rendimiento
muy elevado, cuyo techo aún no se ha alcanzado, lo que reduce las emisiones de CO2
por unidad de energía eléctrica.
4.1.2. Versatilidad
La gasificación se presenta además como una tecnología versátil, que puede adaptarse a
varios tipos de combustible (carbón, coque de petróleo, biomasa, residuos), y a la
producción de distintos bienes:
55
Figura 22 Distintos productos obtenibles por gasificación [6]
CO + H2O CO2 + H2
56
4.1.3. Subproductos
Una vez repasados algunos aspectos genéricos sobre la tecnología, vamos a dedicar los
próximos apartados al estudio de los distintos bloques que componen una IGCC.
Veremos sus aspectos teóricos más relevantes, estudiando las principales variables en
juego y su efecto en el proceso, así como las distintas tecnologías disponibles en el
mercado, justificando la selección de la más adecuada para nuestro propósito.
Isla de gasificación
Unidades de limpieza y purificación
Ciclo combinado
Unidad de fraccionamiento de aire
57
del gas que no ha sido recirculado, se somete a un lavado húmedo para separar
compuestos halógenos (HCl, HF) y amoniaco.
58
Figura 23 Esquema de la planta IGCC simulada [6]
59
4.2.2. Aspectos generales de la simulación
Antes de comenzar con el manejo del programa vamos a realizar una breve
introducción sobre su interfaz que nos permita familiarizarnos con la misma, de cara a
comprender mejor las tareas que realicemos posteriormente en el modelado de las
distintas unidades que componen nuestra planta.
Aspen Plus posee una interfaz de usuario, conocida como Aspen Plus User Interface, la
cual está básicamente constituida por una barra de título, una barra de menús, una barra
de herramientas, un espacio de trabajo, una librería de modelos y una barra de estado.
60
Aspen Plus 1 Interfaz de usuario
El primer paso para comenzar una simulación es rellenar la hoja correspondiente a las
especificaciones generales de la misma. Para ello pulsamos el botón Data Browser de la
barra de herramientas, apareciendo la siguiente pantalla:
61
Aspen Plus 3 Buscador de datos
En principio vamos a utilizar unas unidades de medida basadas en bares y ºC, debido a
las cantidades que vamos a manejar en esta simulación. Aunque para algunas variables
como la potencia generada por la turbina haremos uso del sistema internacional.
62
4.2.2.4. Stream classes
Debido a la gran cantidad de corrientes y unidades con las que trabajaremos en esta
simulación, resulta preciso la utilización de un sistema que nos permita identificar y
localizar fácilmente una corriente dentro del diagrama. Para ello hemos dividido el
esquema total de la planta en las siguientes secciones, asignando una letra a cada una de
ellas:
63
Acondicionamiento de Absorción con G
A
la materia prima aminas (MDEA)
H
Gasificación B Planta de Claus
D J
Lavado de gases Ciclo de vapor
Unidad de K
Strippers E
separación de aire
(ASU)
F
Hidrólisis del COS
De esta forma, las corrientes y unidades se nombrarán utilizando en primer lugar la letra
de la sección a la que pertenecen, seguida de una descripción que permita su
identificación dentro de dicha sección. Por ejemplo, la corriente E-STRACC es una
corriente que pertenece a los strippers, en concreto al stripper ácido (unidad E-STRAC);
además la letra C indica que es la corriente que sale por cabeza de columna.
Para aquellas corrientes que sirven de nexo entre una sección y otra, se especifica
primero la letra de la sección de la que proviene la corriente, seguida de la letra de la
sección a la que se introduce. Por ejemplo, la corriente DF-VENTC nos indica que es
una corriente que proviene del lavado de gases y se dirige hacia hidrólisis del COS.
Por otro lado, se ha intentado mantener la misma nomenclatura para las unidades
auxiliares, precedida siempre de la letra correspondiente a su sección (X):
64
4.2.2.6. Especificación de los componentes
Componentes
Componentes convencionales Componentes convencionales iónicos
sólidos
Coeficientes de fugacidad
Entalpía
Propiedades termodinámicas Entropía
Energía libre de Gibbs
Volumen
65
Viscosidad
Conductividad térmica
Propiedades de transporte
Coeficiente de difusión
Tensión superficial
Cuando el carbón entra al gasificador sufre una serie de etapas hasta su transformación
final en gas de síntesis: (a) evaporación de la humedad, (b) pirolisis y liberación de
66
materia volátil, (c) reacción de volátiles en fase gas, (d) reacciones heterogéneas, (e)
transformaciones de la materia mineral.
- Evaporación de la humedad
- Pirólisis
67
Figura 24 Estructura molecular del carbón [8]
68
Figura 25 Etapas de la pirolisis [9]
- Combustión de volátiles
La pirolisis del carbón produce variedad de especies, entre las que se encuentran
el alquitrán, hidrocarburos líquidos, y gases como el metano, el CO, CO2, H2,
H2O y HCN. Estos compuestos reaccionan con el agente oxidante presente
alrededor de la partícula de carbón, y combustionan de forma completa o
incompleta según la cantidad de oxidante disponible.
Para modelar la gasificación del char, se asume que este está compuesto
exclusivamente de carbón. Además el rango de temperaturas al que tiene lugar la
gasificación permite suponer que las velocidades de reacción son lo
suficientemente elevadas para modelar el sistema como un equilibrio
termodinámico de los elementos gaseosos principales presentes en el
combustible y el carbono.
69
Reacciones de combustión:
C + 0.5 O2 CO (1)
CO + 0.5O2 CO2 (2)
H2 + 0.5O2 H2O (3)
Debido a que el oxígeno se aporta en defecto, este es consumido totalmente en el
proceso.
Reacciones de gasificación:
C + H20 CO + H2 (5)
Reacciones de gasificación con vapor
C + 2H20 CO2 + 2H2 (6)
Las reacciones (4), (5) y (6) son las que generan la mayor parte del CO y el H2.
Estas reacciones son endotérmicas y presentan una energía de activación alta,
por lo que son lentas comparadas con las reacciones de combustión. La reacción
(7) es la llamada “water-gas shift” y resulta de la combinación de (4) y (5). Es
una reacción exotérmica que tiene influencia sobre la relación CO/H2 en el gas
de síntesis producido, de vital importancia cuando el gas producido es utilizado
para sintetizar otros compuestos como el amoniaco o el propio hidrógeno.
70
Reacción de metanación:
Otras reacciones
71
4.3.1.2 Aspectos termodinámicos
- Equilibrio termodinámico:
dGP,T=0
72
Figura 27 Energía libre versus avance de reacción
aA + bB cC + dD
reacción directa
reacción inversa
73
Tabla 12 Variación de la constante de eq. con la Tª [10]
Una constante de equilibrio alta indica que en el equilibrio los productos son mucho
más abundantes que los reactivos, mientras que cuando la constante es baja, son los
reactivos los que se encuentran en mayor cantidad.
Henri Louis Le Châtelier estableció que “si un sistema químico que está en equilibrio se
somete a una perturbación que cambie cualquiera de las variables que determina el
estado de equilibrio, el sistema evolucionará para contrarrestar el efecto de la
perturbación”. De esta forma, resulta indispensable conocer cómo afectan los cambios
en las variables de operación al equilibrio, y por lo tanto a la composición final del gas
de síntesis generado. Esto se consigue a través de la elaboración de un modelo
termodinámico, basado en balances de materia y energía y en las condiciones del
proceso (temperatura, presión, la adición o retirada de calor, etc.). Para ello, es esencial
el conocimiento de la composición elemental (a través de los análisis próximo y
elemental) de la alimentación y de su poder calorífico.
74
Según los principios de Le Châtelier si se eleva la presión de un sistema de gases en
equilibrio, la reacción se desplaza en la dirección en la que desaparezcan moles de gas,
a fin de minimizar la elevación de presión. Por el contrario, si disminuye la presión, la
reacción se desplazará en el sentido en que aumenten las moles totales de gas lo que
ayudará a que la presión no se reduzca. Cuando el número de moles a ambos lados de la
reacción es el mismo, la presión no tendrá efecto sobre la composición final en
equilibrio del gas producido.
En la siguiente figura podemos observar como varía la composición del gas según la
presión a una temperatura fija, en este caso 1000 ºC:
En las reacciones (4), (5) y (6) un aumento de la presión provoca que el equilibrio se
desplace hacia la izquierda, ya que estas reacciones tienen dos moles de gas en el
término derecho, por un mol de gas en el término izquierdo. Eso se traduce en una
disminución de CO y H2 en el gas de síntesis generado.
- Efecto de la temperatura
75
gasificadores de lecho fijo o fluidizado las cenizas se extraen en estado sólido, por lo
que la temperatura de operación debe ser menor que la temperatura de fusión de las
cenizas. Sin embargo en gasificadores de lecho arrastrado la ceniza se extrae en forma
de escoria líquida por el fondo del equipo, por lo que se trabaja a temperaturas
superiores a las de fusión. A veces si esta temperatura de fusión es muy alta es
necesaria la utilización de aditivos con el fin de disminuirla.
76
4.3.2 Tecnología disponible. Tipos de gasificadores
77
- Lecho fluidizado: En un reactor de lecho fluidizado el carbón se alimenta en
forma de finas partículas que son fluidizadas por la corriente oxidante rica en
oxígeno. Esto permite una buena mezcla entre el combustible y el oxidante, de
forma que la temperatura es homogénea y se favorecen la transferencia de calor
y materia.
78
Las condiciones de operación anteriormente mencionadas hacen que este tipo de
gasificadores puedan ser alimentados con prácticamente cualquier tipo de carbón
para producir un gas de síntesis limpio y libre de alquitranes. Sin embargo,
carbones con alta humedad o contenido en cenizas pueden provocar un aumento
excesivo en la demanda de oxígeno, que puede encarecer el proceso y hacer más
económico el uso de otras tecnologías.
Lecho fijo
Lecho fluidizado
79
Lecho arrastrado
80
De todos ellos, los más utilizados son los modelos de alimentación húmeda tipo
TEXACO, y los gasificadores de alimentación seca desarrollados por Shell y Krupp-
Koppers (PRENFLO), cuyos fundamentos detallaremos a continuación.
81
carbono e hidrógeno. En el siguiente gráfico podemos apreciar el perfil de
temperaturas del proceso:
82
encuentran diametralmente opuestos en las paredes laterales cerca del fondo,
introduciendo la mezcla pulverizada en sentido ascendente.
Las reacciones ocurren de manera muy rápida, con tiempos de residencias muy
cortos (< 10 s). La presión de gasificación se encuentra entre los 25-40 bares,
mientras la temperatura de gasificación se encuentra en el rango de los 1400-
1700 ºC, y es controlada ajustando los flujos de carbón, oxígeno y vapor de
agua, que actúa como moderador. A estas temperaturas a se garantiza que la
ceniza se funda formando escoria líquida, que fluye hacia el fondo del
gasificador donde es enfriada con agua y solidificada, pudiendo ser utilizada
posteriormente como aditivo para hormigón o en la fabricación de carreteras.
Una de las ventajas de la gasificación a altas presiones es que el tamaño del
reactor y por lo tanto el coste del mismo son menores, ya que el volumen viene
determinado por la fase gas.
El gas de síntesis bruto generado sale por la cabeza del gasificador y es enfriado,
solidificando las partículas de ceniza que pudiesen quedar en suspensión, las
cuales son filtradas antes de pasar a la etapa de limpieza de contaminantes.
El diseño de la pared se basa en una membrana refrigerada por agua, que consiste
esencialmente en una serie de tubos conectados por placas de acero cuyo ancho es
83
aproximadamente el diámetro exterior de los tubos. Por el interior de estos tubos circula
agua, generándose vapor a alta presión.
Los tubos y las placas de acero son soldados formando una pared hermética al gas;
además los tubos están provistos de unos pernos que actúan como elementos de anclaje
de una fina capa de material refractario, generalmente carburo de silicio. Este material
protege contra las altas temperaturas y favorece la adherencia de la capa de escoria que
se forma una vez el gasificador está en operación, ya que en su camino hacia el fondo
del gasificador parte de la escoria se solidifica en la pared, formando una primera capa
de protección contra las altas temperaturas y la corrosión y actuando como aislante. De
esta forma, se obtiene una membrana resistente con un tiempo de vida elevado y
menores pérdidas de calor.
Algunas de las mayores ventajas de la utilización de esta tecnología son las siguientes:
84
Debido a la alimentación seca, el consumo de oxígeno es menor, incrementando
la eficiencia en alrededor de un 2% en comparación con la alimentación húmeda.
Si bien, la presión a la cual puede presurizarse la alimentación seca es menor que
en el caso de la alimentación húmeda debido a la complejidad de los sistemas
lock hoppers.
La temperatura del gas de síntesis a la salida del gasificador puede alcanzar los 1600 ºC
en el caso de gasificadores de lecho arrastrado. Este gas contiene elementos
contaminantes que deben ser eliminados antes de su uso final para lo cual es necesario
un enfriamiento a la salida del gasificador para adecuar la temperatura a estos procesos
de eliminación, que operan a temperaturas considerablemente más bajas.
El tipo de sistema de enfriamiento seleccionado depende tanto de los procesos
necesarios para la eliminación de los contaminantes presentes como del tipo de
gasificador utilizado. A continuación se muestran algunas consideraciones a tener en
cuenta para cada tipo de gasificador:
85
ocasionando un ensuciamiento adicional a 600 – 900 º. A temperaturas inferiores
es la condensación de volátiles la principal causa de ensuciamiento del equipo.
Lecho fijo: Aunque opera a bajas temperaturas, el sistema de enfriamiento
presenta complicaciones debido a la presencia de alquitranes en el gas, que
ensucia los intercambiadores de calor cuando la temperatura baja de su punto de
fusión.
- Enfriamiento radiante: Al salir del reactor, el gas fluye entre un anillo tubos
en cuyo interior circula agua, generando vapor saturado. A las temperaturas de
gasificación el calor es transferido principalmente por radiación.
86
- Enfriamiento con agua: El gas es enfriado al entrar en contacto con agua,
produciéndose su evaporación. Podemos distinguir dos tipos de enfriamiento por
agua, el total y el parcial.
- Enfriamiento con gas: Una fracción del gas de síntesis sin tratar que ha sido
enfriado en los intercambiadores de calor y está libre de sólidos es recirculada con la
ayuda de un compresor y usada para enfriar el gas a la salida del gasificador hasta unos
900 ºC. Enfriar el gas más allá de esta temperatura es posible, pero esto requiere
caudales de recirculación más elevados lo que conlleva el aumento del volumen de los
equipos y por lo tanto su coste.
87
Figura 38 Enfriamiento por recirculación de gas [6]
- Intercambiadores de calor
Una vez el gas ha sido enfriado a unos 900 ºC, este debe ser enfriado nuevamente para
adaptarse a los procesos posteriores de purificación. La primera etapa de limpieza del
gas tras ser enfriado es la eliminación de partículas sólidas, pero esta etapa solo es
efectiva a temperaturas por debajo de 500 ºC, mientras que la eliminación posterior de
gases ácidos y amoniaco requiere un enfriamiento a temperaturas cercanas a la
ambiente.
Normalmente en estos equipos el gas es enfriado de 900 a 300 ºC, temperatura que no
permite la condensación de NH4Cl, que forma depósitos en las pareces del
intercambiador, y que permite obtener vapor de alta y media presión.
El coste de estos equipos suele ser elevado, ya que requieren la utilización de aceros
aleados de alta calidad, que entran en contacto con compuestos corrosivos como la
escoria o los productos de azufre.
Gasificador
89
válvula entre el depósito intermedio y el superior es abierta de nuevo, por lo que el ciclo
puede volver a comenzar.
90
Combustible alimentado 2600 toneladas/día
La molienda del combustible tiene lugar en una unidad Crusher, que permite disminuir
el tamaño de partícula hasta un tamaño alrededor de 50-60 µm. Para el secado posterior,
cuyo objetivo es reducir el contenido de humedad hasta un 2% en peso se utiliza el
modelo de reactor estequiométrico (RStoic), siendo posteriormente separados los gases
de secado del combustible mediante un separador Flash2. El sistema de presurización
hasta 30 bares mediante lock Hopper es modelado de forma sencilla a través de una
unidad Mixer, donde el carbón molido es mezclado con nitrógeno.
La mezcla al 50% en peso de carbón más coque está representada por la corriente A-
COMBH. Esta corriente está formada por componentes sólidos no convencionales, por
lo que su modelado es más complejo que una corriente normal.
Lo primero que vamos a hacer es especificar un modelo que nos permita el cálculo de
las propiedades físicas del sólido no convencional. Debido a que estos compuestos son
sólidos heterogéneos que no participan en el equilibrio químico o de fase, las únicas
91
propiedades que se calculan son la densidad y la entalpía. Para ello, accedemos a la
pestaña Properties / Advanced / NC Props / Property Methods.
92
Aspen Plus 7 Calor de combustión
La ceniza (ASH) también es un sólido no convencional, por lo que al igual que hemos
hecho anteriormente para el carbón (COAL) debemos elegir el método adecuado para el
cálculo de sus propiedades. Accedemos de nuevo a la pestaña Properties / Advanced /
NC Props / Property Methods y esta vez seleccionamos el componente ASH,
eligiendo los siguientes parámetros:
Una vez definido cómo se realiza el cálculo de las propiedades físicas para los sólidos
no convencionales vamos a proceder a la introducción de los parámetros de la corriente
A-COMBH. Accedemos a Streams /A-COMBH /Input / Specifications y en
Substream name seleccionamos NCPSD, ya que estamos trabajando con una corriente
formada exclusivamente por sólidos no convencionales. Las especificaciones de la
corriente son las siguientes:
93
Temperature 25 ºC
94
Aspen Plus 10 Composición del combustible
Los valores están definidos en % en peso en base seca, excepto para la humedad
(MOISTURE) en el análisis próximo (PROXANAL) y deben cumplir con lo siguiente:
- Corriente A-N2SEC
Está compuesta por los gases calientes responsables del proceso de secado.
Temperature 132 ºC
Mole-Frac N2 0,999
Mole-Frac O2 0,001
95
- Corriente KA-N2PUR
- A-MOLINO
El Bond work index ha sido calculado para la mezcla de combustible a partir de los
valores para cada uno de sus constituyentes y teniendo en cuenta la fracción másica de
cada uno de ellos (coque + carbón, 50% en peso).
- A-SECADO
96
El secador será simulado utilizando un reactor, lo cual no representa físicamente lo que
ocurre realmente en el proceso de secado, pero nos permite de forma sencilla reducir el
contenido de agua del carbón. Para ello hacemos uso de la siguiente reacción, donde
una parte de carbón es convertida en agua.
La conversión para esta reacción debe ser la suficiente para conseguir el porcentaje de
secado deseado. El valor de 0,2 es solo un valor temporal que luego calcularemos a
través de un Calculator Block.
97
Uso del calculator Block para el control del secado
(1)
(2)
(3)
Siendo:
Una vez creado, debemos establecer las variables que intervendrán en el cálculo
(H2OIN, H2ODRY y CONV), las cuales introduciremos desde la hoja
Flowsheeting Options / Calculator / WATER / Input / Define
98
(NCPSD) en la corriente A-COMBH. Por lo que seleccionamos los siguientes
parámetros:
99
Aspen Plus 14 Calculator Block WATER. Definición de variables
Cálculo de la conversión
100
Aspen Plus 15 Calculator Block WATER. Cálculo
- A-FLASH
101
través del cálculo de equilibrios de fase. Cuando hay presente una sub-corriente que
contiene sólidos estos no participan en los cálculos de equilibrio.
Block Flash2
- A-MIX
Esta unidad simula de forma simplificada el sistema de lock hoppers utilizado para la
presurización del combustible. En una unidad Mixer, dos o más corrientes se convierten
en una, determinando la temperatura y la fase de la corriente combinada. En este caso se
alimentan dos corrientes, la A-COMBS que contiene el combustible seco y la KA-
N2PUR que contiene el nitrógeno que se utiliza para la presurización, proveniente de la
unidad de separación de aire ASU.
Block Mixer
Pressure 30 bar
102
4.3.5.1.5. Resultados
- A-SECADO
A-COMBM A-COMBN2
Temperature C 25,0 80,2
COAL PROXANAL
MOISTURE 9,40 2,00
FC 58,90 58,90
VM 17,67 17,67
ASH 23,44 23,44
COAL ULTANAL
ASH 23,44 23,44
CARBON 64,74 64,74
HYDROGEN 3,08 3,08
NITROGEN 1,48 1,48
CHLORINE 0,02 0,02
SULFUR 3,48 3,48
OXYGEN 3,77 3,77
Tabla 16 Resultados A-SECADO
- A-FLASH
Se obtienen dos corrientes, una que contiene la fase gaseosa y otra que contiene el
sólido:
103
A-COMBN2 A-N2H A-COMBS
Substream: MIXED
Mass Flow kg/hr
H2O 8180,24 8180,24 0
N2 499428,95 499428,95 0
O2 571,05 571,05 0
Substream: NCPSD
Mass Flow kg/hr
COAL 100153,06 0,00 100153,06
ASH 0,00 0,00 0
- A-MIX
AB-COMBP
Substream:
MIXED
Mass Flow kg/hr
N2 371,28
Substream:
NCPSD
Mass Flow kg/hr
COAL 100153,06
Temperature C 85,12
Pressure bar 30,00
Tabla 18 Resultados A-MIX
El gasificador seleccionado es de tipo PRENFLO con alimentación seca tal como el que
se describe en el apartado 4.3.2.2. La mezcla de combustible seco se lleva al gasificador
mediante transporte neumático con nitrógeno a alta presión, y se realiza a través de
cuatro quemadores horizontales. Estos quemadores están situados en el interior de la
cámara de reacción, colocados a 90º y en un mismo nivel, y disponen de una serie de
104
anillos por los que se introduce la mezcla combustible, oxígeno (85% pureza), vapor de
agua, y nitrógeno puro de moderación. La alimentación seca requiere nitrógeno puro
para evitar problemas de combustión durante el transporte.
105
se encuentran en estado sólido, evitando así su condensación sobre las
superficies de intercambio de calor.
800ºC-370ºC: Caldera de convección, generando vapor de alta presión.
370ºC-235ºC: Segunda caldera convectiva, en la cual se produce vapor de media
presión.
En el apartado 4.3.3. describimos los fundamentos del enfriamiento del gas de síntesis
mediante recirculación de gas frío.
Existen diversos tipos de modelos para simular el proceso de gasificación, siendo los
más utilizados el modelo de equilibrio termodinámico y el modelo cinético. El modelo
de equilibrio termodinámico se basa en la disminución de la energía libre Gibb’s
teniendo en cuenta la composición final de los componentes, no siendo necesario el
conocimiento detallado de los mecanismos de reacción. En el apartado 4.3.1.2.
discutimos los aspectos básicos del equilibrio termodinámico y vimos como influían los
cambios de las distintas variables en el mismo para el proceso de gasificación. El
modelo cinético, por su parte, tiene en cuenta el mecanismo por el cual discurren las
distintas etapas del proceso de gasificación (pirolisis, combustión de volátiles,
oxidación, gasificación y equilibrio de fase gaseoso), incluidas las reacciones sólido-
gas, por lo que su complejidad es mayor.
106
En nuestro caso de estudio, la temperatura de gasificación es superior a 1400 ºC y el
tiempo de residencia estimado es de unos 7,7 segundos, suficiente para utilizar el
modelo de equilibrio termodinámico, por lo que este será el modelo seleccionado para
la simulación.
107
Oxígeno, vapor y nitrógeno son también introducidos en el reactor de Gibbs,
dependiendo el caudal de las corrientes de la composición del combustible y la cantidad
alimentada del mismo.
108
Aspen Plus 18 Adición de propiedades
Para obtener este valor primero es necesario separar los sólidos no convencionales de la
corriente B-PIRO-S, ya que estos no entran dentro del cálculo del oxígeno necesario
para la combustión completa debido a que son sólidos inertes y el programa al
detectarlos no realiza el cálculo de la propiedad. Para ello aislamos la corriente B-
PIRO-S del diagrama de flujo y colocamos detrás de la misma un separador de
componentes (Component Separator), separando las cenizas por un lado y el resto de
componentes por otro, tal como se muestra en la siguiente imagen:
109
Esta corriente de oxígeno introducida al gasificador proviene de la unidad de separación
de aire, con una pureza del 85% y una presión de 30 bares. Los detalles sobre esta
corriente pueden consultarse en el apartado 4.6.1.
siendo SR = 0,16 el valor tomado en nuestra simulación. Para conocer el caudal másico
de Cgrafito consultamos la composición y caudales másicos de la corriente B-PIRO-S.
- B-PIROLI
Block RYield
Pressure 25bar
Temperature 70 ºC
110
Aspen Plus 20 Distribución productos RYield
Estos valores seleccionados para cada componente no serán los utilizados en nuestra
simulación, ya que como hemos comentado anteriormente la distribución viene dada
por el análisis último. Por lo tanto, se utilizará un Calculator Block, de forma que
relacione los valores del análisis último con las fracciones de los componentes (Yield)
en el reactor. De esta manera, al realizar cambios en la composición del carbón y por lo
tanto en su análisis último, las fracciones que utilizará el reactor para la descomposición
del reactivo serán cambiadas automáticamente.
Creamos un nuevo Calculator Block llamado COMBUST y una vez creado definimos
las variables que intervendrán en el proceso:
111
El tipo de variable vectorial Compattr-Vec te permite seleccionar a todos los
componentes presentes en el análisis último, de manera que los elementos quedan
identificados de la siguiente forma:
ASH = ULT(1)
CARB = ULT(2)
H2 = ULT(3)
N2 = ULT(4)
CL2 = ULT(5)
SULF = ULT(6)
O2 = ULT(7)
Una vez definidas todas las variables, se accede a la pestaña Calculate, donde se
establece el cálculo necesario para pasar los valores de análisis último de base seca a
base húmeda, a través del contenido de agua presente en el combustible, que viene
definido en el análisis próximo. De esta forma se obtiene la distribución real de los
componentes elementales a la salida del reactor.
112
Y hecho esto, establecemos cuando deben aplicarse estos cálculos:
Una vez establecido el Calculator Block, volvemos al menú del reactor B-PIROLI y
establecemos los parámetros necesarios de las dos pestañas restantes. La distribución
del tamaño de partícula (PSD) es la misma que la especificada a la salida del bloque A-
MOLINO, solo que ahora se refiere a la substream CIPSD correspondiente al
componente Cgrafito. Por último, la pestaña Comp. Attr. nos permite establecer los
valores de los análisis próximo, último y de azufre de las cenizas para el cálculo por
parte de la unidad RYield de la densidad y entalpía de la misma.
- B-GASIFI
Block RGibbs
113
El reactor RGibbs realiza cálculos de equilibrio de fase y equilibrio químico mediante el
criterio de minimización de la energía libre de Gibbs, permitiendo el uso de especies
sólidas convencionales y no siendo necesaria una descripción detallada de la
estequiometría de las reacciones que tienen lugar en el proceso.
Para proceder a la introducción de los parámetros necesarios para la simulación
accedemos a la hoja Blocks / B-GASIFI / Specifications. En ella, la única variable de
operación que debemos introducir es la presión, ya que la temperatura del reactor es
calculada a partir de las siguientes variables:
Indicamos que no hay caída de presión en el reactor introduciendo cero como valor, de
esta forma la presión será calculada teniendo en cuenta las presiones de las corrientes de
entrada.
114
Aspen Plus 25 Reacciones proceso gasificación
4.3.6.1.5. Resultados
- B-PIROLI
B-PIRO-E B-PIRO-S
Substream: Mass Flow Substream: Mass Flow
MIXED kg/hr MIXED kg/hr Mass Frac
H2O 0 H2O 2003,06 0,147
N2 0 N2 1452,62 0,107
O2 0 O2 3695,34 0,272
S 0 S 3415,61 0,251
H2 0 H2 3018,10 0,222
CL2 0 CL2 19,63 1,442E-03
Substream: Substream:
CIPSD CIPSD
C 0 C 63542,31 1
115
Substream: Substream:
NCPSD NCPSD
COAL 100153,06 ASH 23006,36 1
- Q
Esta corriente de energía representa el calor de reacción asociado a la
despomposición del carbón en el reactor.
Flujo de calor
calculado 45,92 MW
- Corriente B-RAWGAS
Esta corriente está formada por el gas de síntesis bruto a la salida del gasificador
más la ceniza producida durante el proceso de gasificación. Esta ceniza será
posteriormente separada de la corriente mediante una unidad SSplit, dejando el
gas de síntesis libre de partículas sólidas.
La siguiente tabla muestra los valores de los caudales molares y másicos, así
como de la composición del gas formado:
Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 348,21 H2O 0,0418
N2 863,76 N2 0,1037
H2 1726,96 H2 0,2074
HCL 0,554 HCL 6,650E-05
CO 5015,44 CO 0,6023
CO2 264,46 CO2 0,0318
CH4 0,178 CH4 2,142E-05
H2S 96,49 H2S 0,0116
COS 10,03 COS 0,0012
H3N 0,190 H3N 2,283E-05
CHN 0,225 CHN 2,701E-05
Mass Flow kg/hr Mass Frac
116
H2O 6273,096 H2O 0,033
N2 24196,882 N2 0,127
H2 3481,351 H2 0,018
HCL 20,188 HCL 1,063E-04
CO 140484,358 CO 0,739
CO2 11638,738 CO2 0,061
CH4 2,861 CH4 1,506E-05
H2S 3288,493 H2S 0,017
COS 602,572 COS 0,003
H3N 3,237 H3N 1,704E-05
CHN 6,077 CHN 3,199E-05
Total Flow
kmol/hr 8326,49 Temperature C 1500,59
Total Flow
kg/hr 189997,85 Pressure bar 25,00
Substream: NCPSD
Mass Flow kg/hr
ASH 23006,29
10,37
H2O
N2
H2
20,74
CO
60,23 CO2
H2S
117
una Property Set llamada QVALNET, que calcula el poder calorífico inferior de
la mezcla de gases:
QVALNET
kJ/kg 10012,61
Este tipo de análisis nos permite determinar los cambios que se producen en el
proceso al variar un determinado parámetro de operación, resultando
especialmente útiles para acotar los límites en los que nuestro proceso puede
operar o para su optimización.
- Variación de “ER”
O2 alimentado
ER (kmol/hr)
0,2 1205,99
0,3 1808,99
0,4 2411,98
0,5 3014,98
118
0,6 3617,98
0,7 4220,97
0,8 4823,97
0,9 5426,97
Debido a que tanto para valores muy bajos como muy altos del ER vamos a
trabajar fuera del intervalo de gasificación, lo más correcto sería realizar los
cálculos estableciendo los siguientes parámetros en el bloque B-GASIFI:
Una vez elegido el parámetro a variar y los valores que tomará el mismo,
procedemos a definir el análisis en Apen Plus. Para ello, accedemos a Data /
Model Analysis Tools / Sensitivity y creamos un nuevo análisis llamado ER.
Hecho esto, en la pestaña Define, estableceremos aquellas variables cuyos
resultados queremos conocer.
Nuestro primer análisis será determinar cómo varía la composición del gas de
síntesis al variar la cantidad de oxígeno alimentado. Para ello estudiaremos los
cambios de 4 componentes representativos del proceso, hidrógeno, monóxido de
carbono, dióxido de carbono y metano. Vamos a definir por consiguiente las
siguientes variables, que representan las fracciones molares de cada componente
en la corriente de salida del gasificador:
119
Aspen Plus 26 Análisis de sensibilidad ER / Composición. Variables
Hecho esto, tan solo tenemos que establecer que variables de las definidas
anteriormente queremos que aparezcan en la tabla de resultados:
120
Aspen Plus 28 Análisis de sensibilidad ER / Composición. Variables en resultados
Una vez ejecutada la simulación obtenemos una tabla con los valores de fracción
molar de cada componente para cada caudal de oxígeno impuesto. Estos son los
resultados de esa tabla en forma de gráfico y expresados en función del ER:
121
0,7
0,6
0,5
Fracción molar
0,4 H2
0,3 CO
CO2
0,2
CH4
0,1
0
0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9
-0,1
ER
122
0,7
0,6
0,4 H2
0,3 CO
CO2
0,2
CH4
0,1
0
0,35 0,4 0,45 0,5
ER
123
Los resultados obtenidos se muestran en el siguiente gráfico:
2300
2100
1900
1700
Tª (ºC)
1500
1300
1100
900
700
0,35 0,37 0,39 0,41 0,43 0,45 0,47 0,49
ER
Vapor de agua
SR alimentado (kg/hr)
0,1 6354,23
0,15 9531,35
0,2 12708,46
0,25 15885,58
30,3 19062,69
0,35 22239,81
124
0,4 25416,92
Las variables de estudio son las mismas que en los análisis de variación del ER,
lo que cambia es la variable manipulada:
0,7
0,6
0,5
Fracción molar
0,4 H2
0,3 CO
CO2
0,2
CH4
0,1
0
0,1 0,15 0,2 0,25 0,3 0,35 0,4
SR
125
1520
1500
1480
1460
Tª (ºC)
1440
1420
1400
1380
0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5
SR
126
4.3.6.2. Simulación del enfriamiento del gas de síntesis
Nombre C-MIX
Block Mixer
Descripción En esta unidad la corriente C-GREC2, gas de recirculación a 235 ºC y 25 bar, se mezcla
con la corriente BC-RAWGA, provocando un enfriamiento del gas de síntesis hasta
unos 850 ºC. La temperatura alcanzada en esta primera etapa dependerá de la cantidad
de gas que se recircule (ver bloque C-SPLIT).
Nombre C-CCAP
Block Heater
Temperature 370 ºC
Pressure -0,1 bar (caída de presión a los largo del intercambiador de calor)
127
Descripción Esta unidad representa la primera caldera de convección, donde el gas de síntesis a 850
ºC es enfriado hasta los 370 ºC, aprovechándose el calor liberado para la generación de
vapor de alta presión. Esta calor está representado por la corriente CJ-AP.
Nombre C-CCMP
Block Heater
Temperature 235 ºC
Pressure -0,1 bar (caída de presión a los largo del intercambiador de calor)
Descripción Esta unidad representa la segunda caldera convectiva, última etapa de enfriamiento
donde el gas de síntesis es enfriado hasta los 235 ºC, generando vapor de media presión
(corriente CJ-MP).
Nombre C-SPLIT
Block FSplit
Descripción Parte del gas de síntesis a 235 ºC es utilizado como gas de enfriamiento en la primera
etapa. En este bloque especificamos la cantidad de gas que ha de recircularse para
conseguir una temperatura de 850 ºC en la corriente C-GAS850, que representa el gas de
síntesis tras la primera etapa de enfriamiento.
- Convergencia
Aspen Plus realiza los cálculos de manera secuencial, siendo la corriente de salida de un
bloque la corriente de entrada del bloque siguiente. En los diagramas de flujo donde
existe una recirculación, o bien hemos definido una Design Spec, el cálculo debe
realizarse de forma iterativa, para lo cual son necesarios los siguientes elementos:
128
Tear stream Aspen Plus utiliza esta corriente como punto de partida del
proceso iterativo. Asigna un valor a la misma, y ejecuta el bucle hasta volver al
punto de partida, donde realiza una comparación de los valores obtenidos y
comprueba si está dentro de la tolerancia admitida. En caso negativo, el proceso
iterativo continua, asignando un nuevo valor a la corriente.
Convergence block Cada Tear Stream y Design Spec lleva asociada un
Convergence Block, que determina la forma en que se varían los parámetros de
una iteración a otra.
Secuencia de cálculo Es necesario el establecimiento de la secuencia en que
será ejecutado el cálculo, la cual debe incluir tanto las unidades de operación
como los bloques de convergencia.
Aspen Plus permite al usuario establecer estos parámetros o bien, si el usuario no los
define, los asigna automáticamente. En nuestro caso, para el enfriamiento del gas de
síntesis, el programa ha definido el bloque de convergencia $SOLVER01, siendo la
Tear Stream la corriente C-GREC2, y utilizando la siguiente secuencia:
Para acceder a los resultados del bloque de convergencia, abrimos el “Control Panel” y
seleccionamos el bloque en cuestión de la columna de la izquierda (Calculation
Sequence), donde se muestra el orden de cálculo seguido en la simulación, pulsamos
botón derecho del ratón y seleccionamos View/Report, obteniendo un archivo de texto
con toda la información.
129
4.4. Limpieza del gas
En sistemas de gasificación con enfriamiento del gas de síntesis, se utiliza una unidad
de lavado húmedo que remueve cantidades significativas de partículas, compuestos de
cloro, compuestos alcalinos, y parte del amoniaco producido. Tras esta unidad de
lavado, los esfuerzos se centran en la eliminación de los gases de azufre (H2S y COS) y
del amoniaco restante.
Existen varios procesos para la eliminación de los gases ácidos, los cuales están basados
en los siguientes principios:
Prácticamente todos los procesos disponibles operan con gas de síntesis “frío”, es decir,
a temperaturas cercanas a la ambiente. Esto provoca una pérdida de eficiencia en
aplicaciones de ciclo combinado donde el gas es posteriormente calentado para su
combustión.
De estos tres procesos los más utilizados en centrales IGCC son los de absorción, por lo
que centraremos nuestro estudio en este tipo de sistemas de eliminación de
contaminantes.
130
4.4.1.1. Absorción
Para la absorción química el lavado está limitado por la cantidad de componente activo
de la disolución; una vez alcanzado el nivel de saturación la capacidad de lavado apenas
aumenta, siendo responsable del aumento la absorción física.
131
En general, los disolventes utilizados en este tipo de procesos deben cumplir las
siguientes características:
· Capacidad para disolver los compuestos de azufre
· Alta selectividad para compuestos de azufre
· Capacidad de ser regenerados, con baja presión de vapor.
· Bajo calor de reacción
· Estabilidad
· No corrosivos
- Absorción química
Los disolventes usados en absorción química son soluciones de aminas en agua, que
pueden clasificarse en tres grupos:
Estos procesos se basan en la eliminación de los gases ácidos del gas de síntesis
mediante la formación de un enlace débil entre los componentes del gas ácido y las
aminas, presentando generalmente un coste bajo. Las aminas no son capaces de disolver
el COS, por lo que este debe ser removido antes de llegar al absorbedor.
132
Las aminas primarias y secundarias tienen un carácter básico mayor que las aminas
terciarias, siendo mayor su calor de reacción, lo que conlleva un mayor consumo de
energía en su regeneración. Además las aminas primarias y secundarias tienen mayor
facilidad para reaccionar con otros gases formando sales estables, que disminuyen la
cantidad de disolvente disponible para ser recirculado, aumentando el consumo de
disolvente en el proceso. Debido a estos motivos son las aminas terciarias las que tienen
un mayor uso, siendo la absorción de gases con MDEA el proceso predominante
utilizado en IGCC a partir de la década de 1990.
Principales ventajas:
· Alta selectividad para H2S Y CO2
· Alta capacidad a bajas concentraciones de H2S
· Alta concentración de H2S a la salida del regenerador, lo que permite el uso de
una planta Claus para la recuperación de azufre.
· Alta estabilidad, lo que facilita su regeneración
Principales desventajas:
· Corrosivo para los equipos
· Calor de reacción mayor que disolventes físicos
- Absorción física
Proceso Selexol
133
El disolvente utilizado en este tipo de procesos es una mezcla de dimetil-éteres de
polietilenglicol con la siguiente formulación química CH3(CH2CH2O)nCH3, donde n
varía entre 3 y 10. Este tipo de disolventes presenta una elevada selectividad para
compuestos como el HCN, H2S y COS, presentando una menor apetencia por el CO2.
A pesar de su selectividad por el COS, la eliminación de este requiere la utilización de
mayor cantidad de disolvente (cuatro veces mayor cantidad de disolvente para conseguir
1 ppm de COS que para conseguir 1 ppm de H2S), por lo que resulta más rentable la
utilización de una unidad de eliminación del COS antes del proceso de absorción
Principales ventajas:
· Alta selectividad para H2S y COS.
· No se producen reacciones químicas
· Baja pérdida de disolvente debido a su baja presión de vapor
· Estabilidad térmica y química
Principales desventajas:
· Coabsorción de hidrocarburos
· Requiere refrigeración de la disolución regenerada, lo que supone una mayor
complejidad y coste de la instalación
Proceso Rectisol
134
eliminación de COS. La baja concentración de productos sulfurados en el gas limpio
hace este sistema idóneo para aplicaciones de síntesis química, donde los catalizadores
requieren valores muy bajos de estos compuestos.
La mayor parte del CO2 y los compuestos con azufre son removidos por el fondo del
absorbedor. En esta unidad el metanol entra en contacto con el gas alimentado en la
primera etapa siendo luego regenerado en dos unidades posteriores mediante reducción
de presión. El gas ácido que sale del primer regenerador es enviado a una planta Claus,
mientras el metanol con cierta cantidad de CO2 es recirculado al absorbedor. El segundo
regenerador tiene como objetivo la eliminación del CO2, mediante calentamiento del
metanol con vapor. Posteriormente el metanol es enfriado y recirculado a la parte
superior del absorbedor.
Principales ventajas:
· Alta selectividad para H2S y COS frente a CO2, con alto porcentaje de
eliminación de compuestos de azufre.
· Capacidad para eliminar HCN y NH3.
· Empleo de un disolvente barato (metanol)
· Proceso flexible con varias configuraciones posibles
135
Principales desventajas:
· Esquema complejo y necesidad de enfriamiento a bajas temperaturas, lo que
resulta en altos costes de inmovilizado y operación
136
4.4.2.Unidades de limpieza
El objetivo de las unidades de limpieza del gas de síntesis para producir energía se basa
en la disminución/eliminación de los contaminantes presentes en dicho gas como paso
previo a su entrada a la turbina de gas. Los compuestos de nitrógeno y azufre son
oxidados en el proceso de combustión del ciclo Brayton, produciendo óxidos de
nitrógeno y azufre, altamente contaminantes para el medio, por lo que estos deben ser
llevados a valores adecuados antes de la introducción del gas de síntesis en los ciclos de
potencia.
137
fuerzas intermoleculares se debilitan, provocando la liberación de los gases disueltos,
por lo que podemos decir que un aumento de la temperatura produce una disminución
en la solubilidad del gas en el líquido.
Para un gas ideal, la fugacidad es igual a su presión, por lo que . Esto implica la
sustitución de P en la ecuación anterior:
Los valores de los parámetros a,b,c,d y e para cada componente, seleccionando agua
como disolvente se muestran en la siguiente tabla:
138
Aspen Plus 34 Coeficientes Ley de Henry [10]
Las unidades de absorción son modeladas mediante unidades RadFrac, un modelo que
permite simular todo tipo de operaciones de fraccionamiento líquido-vapor. Este modelo
está basado en el principio de que diferentes fases tienen distintas composiciones en el
equilibrio, utilizando la Ley de Henry junto con ELECNRTL en cada etapa para calcular
la separación de las fases. La separación de componentes de la corriente de entrada se
realiza mediante la adición de un agente separador, que puede ser otra corriente de
materia, o bien un aporte energético, como el calor suministrado por un calderín. El grado
de separación de un determinado compuesto “i” se obtiene mediante la relación entre el
caudal de “i” en la corriente gaseosa de salida y la cantidad de “i” presente en la corriente
de entrada.
El lavado con agua del gas de síntesis bruto permite retener compuestos contaminantes
como HCl, NH3, HCN y parcialmente H2S, así como las partículas sólidas no extraídas
en caso de fallo en los filtros cerámicos.
139
Figura 53 Lavador tipo Venturi
El lavador tipo Venturi consta de una sección convergente donde la velocidad del gas
aumenta y, por lo tanto, también lo hace la turbulencia de la corriente. La sección más
estrecha se denomina garganta y es en este punto donde se inyecta el líquido de lavado,
que es atomizado debido a la turbulencia existente, favoreciendo el contacto íntimo
entre las fases líquida y gaseosa. A continuación, la mezcla pasa a través de una sección
divergente, donde pierde velocidad, lo que causa choques adicionales entre las
partículas gaseosas y las gotas de agua. Por último, la fase líquida es separada del gas
mediante un ciclón. Parte de este agua es recirculada mientras una fracción de la misma
es enviada a un sistema de desorción de gases para proceder a su tratamiento.
El control del pH del proceso de lavado se realiza con una solución acuosa de NaOH al
15%.
140
4.4.4.1. Simulación del lavado
141
Aspen Plus 36 Componentes reacciones iónicas
Aspen Plus puede tratar las especies ácidas bien como H+ o bien como H3O+ siendo esta
última la opción más adecuada por ser capaz de representar a la mayor parte de los
sistemas electrolíticos para el cálculo de los equilibrios de fase y químicos. Una vez
introducidos los componentes, Aspen Plus genera todas las posibles especies iónicas, así
como las reacciones para el sistema en cuestión:
142
tal como se encuentran realmente en el proceso, mientras que la opción “Apparent
component” trabaja con las especies base, como si estas no se disociasen. Por ejemplo,
en la reacción de disociación de la sosa, la opción “True component” reportaría los
resultados en términos de y , mientras la otra opción lo haría en términos de
143
Aspen Plus 38 Reacciones con especies iónicas
- D-H2O
Temperature 20 ºC
Mass-Frac H20 1
- D-NAOH
144
La corriente de hidróxido sódico al 15% en peso tiene como objetivo el control del PH
del proceso, de forma que se mantenga en torno a PH = 5 y sea capaz de absorber al
menos una pequeña cantidad de especies ácidas. En el apartado correspondiente a los
Strippers estudiaremos la influencia del PH en el proceso de absorción de H2S y NH3
con mayor detalle.
Temperature 20 ºC
- D-VENT
Block RadFrac
Number of stages 10
Condenser None
145
Reboiler None
146
En esta pestaña además de elegir el modelo termodinámico específico para nuestra
unidad, podemos seleccionar tanto los componentes de Henry como las reacciones que
se generaron anteriormente mediante la herramienta Electrolytes Wizard.
4.4.4.1.3. Resultados
- Corrientes de salida
DE-VENTF DF-VENTC
Substream: MIXED Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 455,61 0,997 H2O 880,00 0,099
N2 0,285 6,239E-04 N2 863,47 0,097
H2 0,027 5,914E-05 H2 1726,94 0,195
HCL 2,287E-06 5,003E-09 HCL 2,679E-19 3,025E-23
CO 0,045 9,832E-05 CO 5015,39 0,566
CO2 0,038 8,266E-05 CO2 264,42 0,030
CH4 5,899E-04 1,290E-06 CH4 0,178 2,007E-05
H2S 0,048 1,056E-04 H2S 96,44 0,011
147
COS 1,669E-04 3,650E-07 COS 10,03 1,132E-03
H3N 6,265E-05 1,371E-07 H3N 9,196E-16 1,038E-19
NA+ 3,608E-01 7,892E-04 NA+ 0 0
NH4+ 1,900E-01 4,156E-04 NH4+ 0 0
H3O+ 3,028E-03 6,623E-06 H3O+ 0 0
CL- 0,554 1,211E-03 CL- 0 0
OH- 5,176E-08 1,132E-10 OH- 0 0
HCO3- 4,676E-05 1,023E-07 HCO3- 0 0
HS- 7,915E-05 1,731E-07 HS- 0 0
CO3-- 2,183E-11 4,775E-14 CO3-- 0 0
S-- 1,112E-12 2,432E-15 S-- 0 0
Total Flow kmol/hr 457,16 Total Flow kmol/hr 8857,09
Temperature C 128,07 Temperature C 122,81
Pressure bar 23,6 Pressure bar 23,6
Liquid Frac 1 Vapor Frac 1
148
El mismo cálculo puede realizarse para la corriente líquida, aunque en este caso
deben tenerse en cuenta las reacciones que tienen lugar en dicha fase:
- Análisis de sensibilidad
149
Para caudales de agua menores al 8% la simulación no converge, por lo que
nuestro intervalo de operación está entre el 8 y el 10%, caudal al que se elimina
prácticamente todo el NH3 de la corriente de cabeza.
4.4.5. Strippers
La corriente líquida que proviene de la unidad de lavado debe ser pre-tratada antes de su
emisión al medio debido a la presencia de contaminantes como el NH3 y el H2S. Estos
contaminantes, como vimos en el apartado anterior, se encuentran mayormente en
forma iónica disueltos en agua, por lo que para que sean removidos de la corriente
líquida deben pasar de nuevo a su forma gaseosa de manera que puedan ser desorbidos.
El H2S es un ácido débil diprótico que sufre las siguientes reacciones de disociación
cuando es disuelto en agua:
150
Figura 55 Compuestos de azufre en función del PH
151
Figura 56 Porcentaje amoniaco / amonio en función del PH
Los compuestos deben encontrarse en su forma gaseosa disuelta para que puedan ser
desorbidos y esto se consigue a PH menores que 6 para el caso del H2S y a PH mayores
que 11 para el caso del NH3, por lo que resulta dificultoso remover ambos componentes
a la vez. Una posible solución a este problema consiste en la utilización de dos
columnas, una ácida donde se remueve el H2S de la corriente líquida y a continuación
una columna básica, donde es removido el NH3. De esta forma podemos obtener una
corriente líquida de salida con una concentración adecuada de ambos contaminantes.
152
4.4.5.1. Simulación de los strippers
Cuando describimos los factores que afectaban a la solubilidad, vimos como esta
aumentaba con la presión y disminuía con la temperatura, por lo que la alta presión de
operación del lavador favorecía el proceso de absorción de los contaminantes gaseosos
en la corriente líquida. En cambio, en los strippers ocurren procesos de desorción,
operación contraria a la absorción de gases, en la que interesa trabajar con presiones
bajas para favorecer el paso de los gases disueltos en la fase líquida a la fase gaseosa.
Esta fase gaseosa está formada por el vapor de agua procedente del calderín. La
corriente líquida de salida del lavador (D-VENT) se encuentra a 23,6 bar, por lo que es
introducida en una unidad Flash2 donde se produce su despresurización hasta 1,5 bar,
que es la presión de operación de los strippers. Una vez despresurizada las corrientes
gaseosa y líquida generadas en el separador son introducidas en el stripper ácido, donde
el H2S es separado de la corriente líquida. Esta corriente líquida que sale por el fondo
del stripper ácido es alimentada a continuación a un stripper básico, al que se alimenta
una corriente de NaOH con el objetivo de conseguir el PH necesario para la separación
del NH3, obteniéndose finalmente una corriente líquida pretratada (E-STRBAF). Por
otra parte, las corrientes gaseosas de cabeza de ambos strippers son mezcladas con la
ayuda de una unidad Mixer y enviadas a una planta de Claus de recuperación de azufre,
para proseguir con el proceso de limpieza.
Al igual que en el caso del lavado de gases el método termodinámico utilizado será
ELECTRNL junto con la Ley de Henry, siendo iguales además las reacciones químicas
involucradas en el proceso:
153
Henry components ID: GLOBAL
Chemistry ID: GLOBAL
- E-NAOH
Temperature 20 ºC
- E-FLASH
Block Flash2
Temperature 53 C
154
- Strippers
Number of stages 5 8
El calderín aporta el calor necesario para la producción del vapor de agua que constituye
la fase gaseosa, la cual asciende por la columna entrando en contacto con la fase líquida
descendente. Este vapor de agua se obtiene mediante el calentamiento y evaporación del
agua líquida presente en la corriente de alimentación, y es el encargado de desorber los
gases disueltos en la fase líquida, los cuales salen por la cabeza de columna junto con
dicho vapor.
155
Figura 57 Calderín Stripper
Cuando no se tiene una estimación del calor necesario que necesitamos aportar en el
calderín, se realiza el cálculo del valor mínimo de calor aportado para el cual el agua
empezará a evaporarse (teniendo en cuenta la cantidad de agua líquida que entra en la
columna y la presión de la misma) y a partir de ese valor incrementamos la cantidad de
calor suministrada hasta obtener los resultados deseados.
156
4.4.5.1.3. Resultados
- Stripper ácido
Corrientes de salida
E-STRACC E-STRACF
Substream: MIXED Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 8,09 0,948 H2O 447,52 0,998
5,082E-
HCL 08 5,954E-09 HCL 7,503E-07 1,672E-09
CO2 0,038 4,433E-03 CO2 6,002E-08 1,338E-10
H2S 0,048 5,664E-03 H2S 4,275E-07 9,530E-10
1,669E-
COS 04 1,955E-05 COS 1,033E-11 2,302E-14
1,310E-
H3N 05 1,535E-06 H3N 3,253E-05 7,252E-08
NA+ 0 0 NA+ 0,361 8,042E-04
NH4+ 0 0 NH4+ 0,190 4,236E-04
H3O+ 0 0 H3O+ 2,886E-03 6,434E-06
CL- 0 0 CL- 0,554 1,234E-03
OH- 0 0 OH- 3,191E-08 7,113E-11
HCO3- 0 0 HCO3- 9,623E-11 2,145E-13
HS- 0 0 HS- 7,314E-10 1,630E-12
CO3-- 0 0 CO3-- 5,335E-17 1,189E-19
S-- 0 0 S-- 4,122E-18 9,189E-21
Total Flow kmol/hr 8,53 Total Flow kmol/hr 448,62
Temperature C 109,83 Temperature C 111,45
Pressure bar 1,5 Pressure bar 1,5
Vapor Frac 1 Liquid Frac 1
Una vez obtenidas las composiciones de las corrientes de salida del stripper
ácido vamos a calcular el grado de separación obtenido para el H2S, principal
compuesto que deseamos remover de la fase líquida. Para ello calculamos la
cantidad de total de H2S, ya sea en forma de H2S o HS- que entra en la
columna a través de sus dos corrientes de entrada (E-FLASHC y E-
FLASHF):
157
Corriente de entrada E-FLASHC
Mole flow H2S kmol/hr 9,463E-03
Corriente de entrada E-FLASHF
Mole flow H2S kmol/hr 0,039
Mole flow HS- kmol/hr 3,694E-05
Cantidad total kmol/hr 0,04850
Corriente gaseosa de salida E-STRACC
Mole flow H2S kmol/hr 0,04834
% H2S separado en la fase gas 99,67
1 3,62
2 3,63
3 3,63
4 3,63
5 3,57
158
- Stripper básico
Corrientes de salida
E-STRBAC E-STRBAF
Substream: MIXED Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 48,08 0,996 H2O 403,64 0,997
HCL 3,842E-28 7,959E-30 HCL 1,706E-13 4,212E-16
CO2 2,010E-25 4,164E-27 CO2 2,240E-12 5,531E-15
H2S 3,003E-08 2,108E-23 H2S 5,416E-11 1,337E-13
H3N 0,187 3,881E-03 H3N 2,719E-03 6,713E-06
NA+ 0 0 NA+ 0,680 1,678E-03
NH4+ 0 0 NH4+ 3,958E-06 9,773E-09
H3O+ 0 0 H3O+ 6,364E-10 1,571E-12
CL- 0 0 CL- 0,554 1,367E-03
OH- 0 0 OH- 0,126 3,108E-04
HCO3- 0 0 HCO3- 1,626E-08 4,015E-11
HS- 0 0 HS- 4,170E-07 1,030E-09
CO3-- 0 0 CO3-- 4,385E-08 1,083E-10
S-- 0 0 S-- 1,119E-08 2,764E-11
Total Flow kmol/hr 48,27 Total Flow kmol/hr 405,00
Temperature C 115,1 Temperature C 111,48
Pressure bar 1,5 Pressure bar 1,5
Vapor Frac 1 Liquid Frac 1
159
Distribución de PH a lo largo de la columna:
13
12,5
12
11,5
11
10,5
10
9,5
9
0 2 4 6 8 10
Una vez tratada la corriente líquida que sale por el fondo del lavador, debemos
continuar con la limpieza del gas de síntesis que obtuvimos en el proceso de
gasificación. El siguiente paso consiste en eliminar los compuestos de azufre esta
corriente gaseosa, lo que se realiza en dos pasos: la hidrólisis del COS y la absorción
con aminas en una unidad MDEA.
160
La mayoría del azufre contenido en el carbón es convertido en H2S durante la
gasificación. Sin embargo, dependiendo de la temperatura de gasificación y del
contenido en humedad del carbón, una parte de este azufre es convertido en sulfuro de
carbonilo, un gas incoloro con olor desagradable. Debido a que la mayor parte de
procesos de desulfuración, y concretamente la absorción con aminas MDEA, no son
efectivos removiendo este compuesto, el COS debe ser convertido en H2S como paso
previo a la unidad de desulfuración. Esto se consigue en un reactor catalítico de
hidrólisis donde se produce la siguiente reacción:
Dos son las corrientes que entran al proceso de hidrólisis de COS, la corriente DF-
VENTC, procedente de la unidad de lavado de gases (D-VENT), y la corriente HF-
RECI procedente de la planta Claus de recuperación de azufre. Esta última corriente es
una corriente de recirculación que proviene del reactor de hidrogenación de dicha planta
y que contiene H2S, por lo que es recirculada al proceso antes de las unidades de
desulfuración. Cuando la simulación es realizada por primera vez, la unidad de
hidrólisis del COS, así como la unidad MDEA se simulan sin corriente de recirculación,
ya que la planta Claus aun no está modelada. Una vez terminada la planta Claus se
introduce la corriente de recirculación antes de las unidades de desulfuración, lo que
obliga a restablecer los parámetros de estas unidades, ya que esta corriente contiene más
H2S que debe ser removido. Este es un paso delicado que puede dar bastantes problemas
de convergencia, sobre todo en las unidades RadFrac que componen la unidad MDEA.
161
El reactor donde se produce la reacción de hidrólisis se simula mediante una unidad
RStoic, que es la unidad adecuada cuando conocemos tanto la reacción como la
extensión de la misma, no siendo necesario conocer la cinética. La corriente de salida
que sale del mismo es enfriada hasta los 33 ºC, temperatura de operación de la unidad
MDEA. Esta corriente es posteriormente separada en dos, una corriente principal que va
hacia la unidad de absorción con aminas (FG-AMDEA), y una pequeña fracción que es
utilizada para aportar hidrógeno al reactor de hidrogenación de la planta Claus (FH-
AHIDR). La caída de presión asumida para el reactor es de 1,6 bares y el modelo
termodinámico utilizado Peng-Robinson.
- F-COSREA
Block RStoic
Temperature 140 C
Fractional conversión: 0,99 (component COS)
- F-CC
Block Heater
Temperature 33 C
Pressure 22 Ar
162
- F-SPLIT
Block FSplit
Stream FH-AHIDR
4.4.7.1.2. Resultados
- Corrientes de salida
F-COS3
Corriente de salida del reactor una vez enfriada y lista para entrar en la unidad de
absorción con aminas.
163
4.4.8. MDEA
Una vez los compuestos de azufre han sido convertidos a H2S, se procede a la absorción
química de este compuesto mediante la utilización de aminas terciarias, en particular
mediante una disolución acuosa de metildietanolamina (MDEA). Los fundamentos, así
como las ventajas y desventajas de la utilización de este proceso fueron expuestos en el
apartado 4.4.1.1.
.
Una vez la especie ácida ha sido absorbida, el gas limpio (GI-GAS) sale de la columna
por la parte superior, dirigiéndose al ciclo Brayton previo calentamiento en la unidad G-
CC2, mientras que la corriente líquida (G-ABSF), que sale por la parte inferior, es
calentada y despresurizada con el objetivo de desorber nuevamente las especies
gaseosas y recuperar el disolvente líquido (G-DESOR) para su recirculación al
absorbedor (esta recirculación no se incluye en la simulación debido a la complejidad
que supone para la convergencia de la misma). La corriente gaseosa que proviene del
desorbedor (GH-DESOC) es mezclada con las corrientes gaseosas que provienen de los
strippers (EH-GASCL) y la corriente resultante es enviada a una planta Claus para la
recuperación del azufre.
164
El modelo termodinámico utilizado para las unidades de absorción y desorción, al igual
que en casos anteriores que implicaban procesos con electrolitos en fase líquida, es el
ELECTRNL junto con la ley de Henry. Los componentes de Henry utilizados son los
mismos que en casos anteriores (Henry Components ID = GLOBAL), así como las
reacciones involucradas en el proceso, a las que añadimos además la siguiente:
- G-MDEA
Temperature 33 ºC
Pressure 22 bar
- ABS
Block RadFrac
Number of stages 12
Condenser None
Reboiler None
165
FG-AMDEA On-stage 12
- Unidades auxiliares
G-CC1
Block Heater
Temperature 98 ºC
Pressure 22 bar
G-VALV
Block Valve
G-CC2
Block Heater
Temperature 150 ºC
- G-DESOR
Block RadFrac
Number of stages 12
Condenser Partial-Vapor
Reboiler Kettle
166
Pressure stage 1 1,5 bar
Está unidad está equipada con un calderín tipo Kettle y un condensador que condensa
parcialmente el vapor, produciendo únicamente una corriente gaseosa de salida. Los
parámetros seleccionados que definen ambos equipos son los siguientes:
167
4.4.8.1.3. Resultados
- Absorbedor
Corrientes de salida
G-ABSC G-ABSF
Substream: MIXED Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 94,95 0,012 H2O 5996,49 0,809
N2 1063,41 0,130 N2 10,84 1,463E-03
H2 1719,49 0,211 H2 0,260 3,511E-05
CO 4989,59 0,611 CO 0,731 9,872E-05
CO2 291,83 0,036 CO2 8,64 1,165E-03
CH4 8,07 9,875E-04 CH4 1,12 1,518E-04
H2S 0,115 1,403E-05 H2S 2,84 3,835E-04
COS 0,100 1,220E-05 COS 1,624E-04 2,191E-08
H3N 3,45E-11 4,219E-15 H3N 6,090E-04 8,218E-08
MDEA 1,52E-02 1,861E-06 MDEA 186,02 0,025
MDEA+ 0 0 MDEA+ 617,48 0,083
NA+ 0 0 NA+ 0 0
NH4+ 0 0 NH4+ 0,014 1,859E-06
H3O+ 0 0 H3O+ 3,782E-06 5,104E-10
CL- 0 0 CL- 4,580E-08 6,181E-12
OH- 0 0 OH- 1,704E-03 2,299E-07
HCO3- 0 0 HCO3- 446,67 0,060
HS- 0 0 HS- 106,57 0,014
CO3-- 0 0 CO3-- 32,13 4,336E-03
S-- 0 0 S-- 1,018E-03 1,374E-07
Total Flow kmol/hr 8167,79 Total Flow kmol/hr 7409,81
Temperature C 66,58 Temperature C 53,21
Pressure bar 22 Pressure bar 22
Vapor Frac 1 Liquid Frac 1
168
La corriente G-ABSC corresponde al gas de síntesis generado en el proceso de
gasificación una vez ha sido sometido a las operaciones de limpieza necesarias para la
eliminación de los contaminantes. En los dos diagramas siguientes se muestran las
diferencias de composición entre el gas que sale del gasificador y el gas limpio que
sale del absorbedor con MDEA:
Fracción molar
0,000 0,005 0,010 0,015 0,020
0
4 h2svapor
h2sliq
6
hs-
8
10
12
14
Por otra parte, el cálculo del grado de separación de H2S obtenido en la unidad es el
siguiente:
169
Mole flow H2S kmol/hr 109,52
Corriente gaseosa de salida G-ABSC
Mole flow H2S kmol/hr 0,114
% H2S separado en la fase gas 99,90
- Desorbedor
Corrientes de salida
GH-DESOC G-DESOF
Substream: MIXED Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 234,69 0,279 H2O 6240,31 0,886
CO2 487,43 0,579 CO2 2,629E-07 3,730E-11
H2S 107,12 0,127 H2S 1,748E-03 2,481E-07
MDEA 7,302E-06 8,670E-09 MDEA 800,91 0,114
MDEA+ 0 0 MDEA+ 2,59 3,671E-04
HCO3- 0 0 HCO3- 1,809E-04 2,567E-08
HS- 0 0 HS- 2,29 3,248E-04
CO3-- 0 0 CO3-- 1,590E-05 2,256E-09
S-- 0 0 S-- 1,665E-03 2,363E-07
Total Flow kmol/hr 842,21 Total Flow kmol/hr 7046,39
Temperature C 76,72 Temperature C 115,08
Pressure bar 1,5 Pressure bar 1,5
Vapor Frac 1 Liquid Frac 1
170
Perfil de concentración de H2S a lo largo de la columna
8
2
9
3 10
11
4 12
171
4.4.9. Planta Claus para la recuperación del azufre
La principal función del proceso de Claus en una IGCC es la recuperación del azufre
contenido en los gases ácidos generados en los procesos de limpieza, eliminando
además el amoniaco presente en la corriente.
Generalmente el proceso Claus consta de dos partes bien diferenciadas: la etapa térmica
y la etapa catalítica, las cuales detallaremos a continuación:
- Etapa térmica
En esta parte del proceso el H2S contenido en el gas a tratar es alimentado a un horno,
donde es parcialmente oxidado con el oxígeno del aire inyectado a una temperatura
elevada de entre 1000 y 1400 ºC. La cantidad de aire inyectada al quemador es la
necesaria para producir la combustión de una tercera parte del H2S a SO2, en una
reacción altamente exotérmica, el resto de H2S permanece sin reaccionar debido a la
falta de oxígeno.
172
Debido a las altas temperaturas a las que se encuentra el horno, parte del H2S sin
reaccionar se combina con el SO2 producido en la reacción de combustión, reacción que
se conoce como reacción de Claus, de carácter endotérmico y por lo tanto, favorecida a
altas temperaturas:
En esta etapa reaccionan normalmente alrededor del 60-70 % del H2S y el SO2
presentes en el gas ácido para formar azufre mediante la reacción de Claus. El
parámetro más importante a controlar para que esta reacción se lleve a cabo de forma
correcta es el flujo de aire alimentado al horno, ya que este debe ser tal que la relación
entre H2S y SO2 sea de 2:1 para cumplir los requerimientos estequiométricos de dicha
reacción. Por otro lado, la destrucción del amoniaco también se produce en la etapa
térmica por efecto de la alta temperatura a la que se encuentra el horno, siendo
173
importante su eliminación en esta etapa ya que este compuesto produce la desactivación
de los catalizadores utilizados en las etapas posteriores del proceso.
- Etapa catalítica
La etapa catalítica está formada de varias sub-etapas (normalmente de dos a tres) que
constan de tres pasos cada una: recalentamiento, conversión y condensación. El gas que
sale del primer condensador es recalentado para evitar la formación de azufre líquido en
el lecho del reactor catalítico, y una vez producida la reacción el gas caliente es enfriado
y condensado en un condensador, donde se separa de nuevo el azufre producido en fase
líquida. A continuación, el gas pasa por una nueva sub-etapa, siendo recalentado,
introducido al reactor y condensado nuevamente. En el reactor, el H2S que permanece
sin reaccionar reacciona a baja temperatura con el SO2 con la ayuda de un catalizador
basado en alúmina, aumentando la conversión global a medida que se completa cada
sub-etapa. En la etapa catalítica, las reacciones de Claus que tienen lugar difieren
ligeramente de las de la etapa térmica:
Ambas reacciones son exotérmicas, por lo que la recuperación del azufre está
favorecida a bajas temperaturas, tal como se muestra en el siguiente gráfico:
174
En nuestra planta hemos utilizado un total de dos sub-etapas catalíticas, seguidas de una
unidad de hidrogenación para mejorar el proceso. En esta unidad, el gas de cola, que
contiene compuestos de azufre que no han podido ser recuperados, es hidrogenado con
gas limpio y recirculado al proceso de desulfuración, evitando el uso de un incinerador
y las consiguientes emisiones de azufre (SO2) a la atmósfera.
Vamos a dividir el esquema general en dos para poder apreciar correctamente el nombre
de las corrientes y de las unidades que lo componen:
175
Aspen Plus 45 Diagrama de flujo Claus etapa catalítica
A la etapa térmica del proceso entra la corriente H-GASCLA, la cual es una mezcla de
los gases ácidos obtenidos en la unidad de desulfuración MDEA y en los strippers. Esta
corriente es separada en dos con el objetivo de separar el H2S de los demás compuestos
mediante una unidad Sep. A continuación, la corriente que contiene solo H2S (H-
H2SH1) es alimentada a un reactor RStoic donde se produce su combustión parcial con
el oxígeno contenido en la corriente de aire H-AIR, produciéndose también la reacción
de Claus debido a la alta temperatura de operación. La otra corriente (H-RESTH2) es
alimentada a otro reactor estequiométrico RStoic donde se lleva a cabo la destrucción
del amoniaco y el HCN. Tras pasar por los dos reactores, las corrientes vuelven a
mezclarse y se enfrían para su posterior separación en una fase líquida, que contiene el
azufre producido, y en una fase gaseosa, que es alimentada a la etapa catalítica. La
separación de fases se realiza mediante el separador flash H-FLS1.
La corriente gaseosa que sale del separador H-FLS1 (H-FLS1C), rica en H2S y SO2,
entra en la etapa catalítica, siendo alimentada a un reactor RStoic (H-REAC1), donde se
produce la reacción de Claus. Una vez abandonado el reactor, la corriente vuelve a ser
enfriada para su posterior separación, siendo separado el azufre en la fase líquida. La
corriente gaseosa que sale del segundo separador es alimentada de nuevo a la siguiente
sub-etapa, siendo introducida al reactor H-REAC2, y posteriormente enfriada y
separada. Las tres corrientes líquidas que salen de los separadores son mezcladas en una
sola corriente (H-AZUFRE), que contiene todo el azufre recuperado en el proceso.
176
Finalmente, la corriente gaseosa que abandona la segunda sub-etapa catalítica (H-
FLS3C) es alimentada a un reactor de Gibbs (H-HIDROG), donde se produce la
hidrogenación del azufre no recuperado, transformándolo de nuevo en H2S para su
posterior recirculación a las unidades de limpieza del gas. Para ello es necesaria la
presencia de hidrógeno, que es aportado por la corriente FH-AHIDR, que está formada
por el 0,5% en masa de la corriente de entrada al proceso MDEA. La recirculación de la
corriente de salida del reactor a las unidades de limpieza del gas, requieren de un
acondicionamiento previo de la misma para llevarla a las condiciones de operación de la
unidad de hidrólisis de COS (23,6 bar, 141 ºC), donde es introducida (corriente de
recirculación HF-RECI).
- H-AIR
Temperature 20 ºC
Mole-Frac N2 0,79
Mole-Frac O2 0,21
Esta corriente de aire debe aportar el oxígeno necesario para la combustión de 1/3 del
H2S presente en la corriente de alimentación al reactor H-HORNO1. Para el cálculo del
caudal de oxígeno necesario recurrimos de nuevo a la propiedad COMB-O2. Debido a
que esta propiedad nos da información sobre la cantidad de oxígeno que necesitamos
para producir la combustión total de la corriente, podemos dividir este valor entre tres,
para obtener nuestro valor deseado. Para que el cálculo se realice de manera automática
hemos procedido a la realización de un Calculator Block (HORNO1), de forma que se
calculen los caudales de oxígeno y nitrógeno necesarios de la corriente H-AIR en
función de la cantidad de H2S presente en la corriente H-H2S.
177
Aspen Plus 46 Calculator block HORNO1. Variables
178
Por último, para que el cálculo se realice de forma correcta definimos las variables que
deben importarse y exportarse:
VCOMBO2 169,42
CAUDAL02 55,91
CAUDALN2 210,32
- Etapa térmica
Hornos
179
Pressure 1,5 bar Pressure 1,5 bar
Reactions: Reactions:
NH3 0,5N2 + 1,5H2
H2S + 1,5 O2 SO2 + H2O Frac. Conversión NH3: 0,96
Frac. Conversión O2: 1 HCN + H2O 1,5H2 + 0,5N2 + CO
Frac. Conversion HCN: 0,96
2H2S + SO2 3S + 2H2O
Enfriamiento y separación
- Etapa catalítica
Reactores
Reactions: Reactions:
2H2S + SO2 3S + 2H2O 2H2S + SO2 3S + 2H2O
Frac. Conversión SO2: 0,8 Frac. Conversión SO2: 0,6
180
Los valores utilizados para la conversión se basan en un modelo cinético
elaborado previamente en [28].
Enfriamiento y separación
Reactor de hidrogenación
Nombre H-HIDROG
Block RGibbs
Temperature 210 C
4.4.9.1.3. Resultados
181
- Composición de la corriente de entrada a la planta Claus
Corriente resultante de la mezcla entre los gases provenientes de los stripper y los gases
que provienen de la unidad MDEA:
H-GASCLA
Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 290,86 0,324
CO2 487,47 0,542
H2S 107,16 0,119
H3N 0,202 2,244E-04
Total Flow kmol/hr 899,02
Temperature C 82,50
Pressure bar 1,5
Vapor Frac 1
H-MIX2
Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 379,81 0,320
S 80,37 0,068
O2S 8,57 0,007
CO2 487,47 0,410
H2S 18,22 0,015
H3N 0,008 6,794E-06
Total Flow kmol/hr 1187,71
Temperature C 999,88
Pressure bar 1,5
La cantidad de azufre producido en esta etapa es de 80,37 kmol/hr (2577,25 kg/hr), que
es posteriormente separado en la unidad H-FLS1. La conversión global del proceso en
esta etapa es del 75%.
182
H-REAC1 H-REAC2
Substream: MIXED Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 392,61 0,351 H2O 394,03 0,358
S 20,54 0,018 S 3,08 2,799E-03
O2S 1,71 1,529E-03 O2S 0,684 6,220E-04
CO2 487,06 0,435 CO2 486,98 0,443
H2S 4,52 4,038E-03 H2S 2,47 2,243E-03
Total Flow kmol/hr 1119,72 Total Flow kmol/hr 1100,51
Temperature C 270,00 Temperature C 210,00
Pressure bar 1,5 Pressure bar 1,5
H-HIDROG
Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 391,55 0,346
S 1,270E-24 1,123E-27
O2S 7,363E-12 6,511E-15
CO2 508,83 0,449
H2S 3,70 3,274E-03
Total Flow kmol/hr 1130,80
Temperature C 210,00
Pressure bar 1,4
183
- Cantidad total de azufre producido
H-AZUFRE
Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac Mass Flow kg/hr Mass Frac
H2O 1,62 0,015 H2O 29,23 0,009
S 104,00 0,980 S 3334,80 0,984
Una Central Térmica de Ciclo Combinado es una planta de producción energía eléctrica
basada en dos máquinas térmicas, con dos ciclos térmicos diferentes: turbina de gas y
turbina de vapor. El calor no utilizado por uno de los ciclos (la turbina de gas) se
emplea como fuente de calor del otro (el ciclo agua-vapor que alimenta la turbina de
vapor). De esta forma los gases calientes de escape del ciclo de turbina de gas entregan
la energía necesaria para el funcionamiento del ciclo de vapor acoplado. Esta
configuración permite un muy eficiente empleo de combustible, con rendimientos que
superan el 55%.
184
4.5.1. Fundamentos termodinámicos
- Máquinas térmicas
Las máquinas y motores térmicos son dispositivos termodinámicos en los que la energía
química contenida en los combustibles se transforma, primero en calor (energía térmica)
y posteriormente, en energía mecánica. Generalmente trabajan en procesos cíclicos,
donde el estado final coincide con el estado inicial del sistema.
Algo común a todas las maquinas térmicas es que absorben calor de una fuente a una
temperatura relativamente alta, que se denomina depósito caliente, realizan un trabajo
mecánico y desechan algo del calor inicialmente absorbido hacia otro cuerpo a una
temperatura inferior (depósito frío). Normalmente, estos procesos de transferencia de
calor se producen hacia o desde un fluido a través del ciclo, llamado fluido de trabajo.
Cuando un sistema pasa por un proceso cíclico, al ser el estado final idéntico al inicial
podemos expresar la primera ley de la termodinámica (conservación de la energía) de la
siguiente forma:
Por lo tanto, podemos decir que el calor neto transferido al sistema es igual al trabajo
neto realizado por el mismo. Sin embargo, la experiencia demuestra que es imposible
construir una maquina térmica que convierta por completo el calor en trabajo. Esta es la
base del enunciado de la segunda ley de la termodinámica: es imposible que un sistema
efectúe un proceso en el que absorba calor de un depósito a una temperatura uniforme y
lo convierta por completo en trabajo mecánico, terminando el sistema en el mismo
estado en el que empezó el proceso.
185
Figura 64 Esquema básico de máquina térmica [27]
- Ciclo termodinámico
El estudio de los ciclos termodinámicos reales es difícil, debido a los fenómenos que se
producen en los procesos reales tales como la fricción o la ausencia de tiempo suficiente
para alcanzar el equilibrio. Por ello, se recurre a los llamados ciclos termodinámicos
ideales, que son representaciones simplificadas del ciclo real y que permiten estudiar
los efectos de los parámetros principales que intervienen en el proceso, aplicando
posteriormente las conclusiones obtenidas al proceso real.
186
Figura 65 Diagrama P-V [29]
- Diagrama T-S
187
Figura 66 Diagrama T-S. Calor total [29]
Lo cual corresponde al área bajo la curva del diagrama T-S, por lo que podemos decir
que el área bajo la curva del proceso en el diagrama T-S representa el calor transferido
durante el proceso internamente reversible.
188
Figura 67 Proceso isentrópico [29]
Ya que en los ciclos ideales no existen irreversibilidades, lo único que puede producir
un cambio en la entropía del fluido de trabajo es una transferencia de calor. En un
diagrama T-S una adición de calor al proceso provoca un incremento en la entropía, por
lo que el proceso se desplaza hacia la derecha, mientras que cuando el sistema cede
calor la entropía decrece.
El área bajo la curva de adición de calor (2-3) en el diagrama es una medida del calor
total suministrado durante el ciclo (qin) mientras el área bajo la curva de retirada de
calor (4-1) es una medida del calor total que se retira. La diferencia entre ambas áreas
(área sombreada en el diagrama encerrada entre las cuatro curvas) es el calor neto
transferido al sistema, que es también el trabajo neto producido durante el ciclo.
189
- Ciclos de gas
En los ciclos de gas, el fluido permanece en estado gaseoso a lo largo de todo el ciclo.
Estos ciclos son bastante complejos, por lo que para simplificar su análisis se realizan
una serie de aproximaciones llamadas “air-standard assumptios”:
Este modelo simplificado permite un mejor estudio sobre la influencia de los principales
parámetros en el rendimiento del ciclo. En nuestro caso, al tratase de una central de
ciclo combinado el ciclo que nos interesa es el llamado ciclo Bryton, que es el ciclo
termodinámico ideal utilizado para las turbinas de gas.
- Ciclo Brayton
Las turbinas de gas operan normalmente en ciclo abierto tal como se muestra en el
siguiente esquema:
190
Figura 69 Ciclo Brayton abierto [29]
Este ciclo abierto descrito puede ser modelado como un ciclo cerrado mediante la
utilización de las aproximaciones (air-standard assumptions) vistas anteriormente. De
esta forma, los procesos de compresión y expansión permanecerían inalterados, pero la
combustión es reemplazada por una adición de calor a presión constante aportada por
una fuente externa, mientras que los gases de salida no son emitidos al medio sino que
se supone un proceso a presión constante de cesión de calor a una fuente externa y estos
son recirculados. Además el fluido de trabajo se considera aire durante todo el ciclo.
191
El ciclo ideal que engloba las cuatro etapas descritas en el párrafo anterior se denomina
Ciclo Brayton, y está formado por los siguientes cuatro procesos internamente
reversibles:
é
(2)
Siendo el calor transferido al fluido (qin) y el calor cedido por el fluido (qout) por unidad
de masa:
é
(3)
192
siendo
mientras que los procesos de absorción y cesión de calor ocurren a presión constante,
P2 = P3 y P4 = P1
é
siendo rp = P2 / P1 = P3 / P4
Esta ecuación muestra que, bajo las hipótesis anteriormente mencionadas (“air-standard
assumptios”) la eficiencia térmica del ciclo Brayton ideal depende de la relación de
presiones de la turbina de gas y de la relación de calores específicos del fluido de
trabajo; la eficiencia se incrementa al aumentar ambos parámetros.
193
La mayor temperatura en el ciclo tiene lugar al final del proceso de combustión y está
limitada por la temperatura máxima de operación de la turbina. Para una temperatura
fija T3, el trabajo producido por el ciclo aumenta con la relación de presiones hasta
alcanzar un máximo y luego comienza a decrecer. En este punto sería necesario un flujo
de aire mayor para obtener el mismo valor de trabajo, lo cual requiere de equipos
mayores y puede ser económicamente inviable. Por lo tanto, debemos buscar un
compromiso entre la relación de presiones y el trabajo producido, siendo normalmente
el rango de presiones trabajo de las turbinas de 11 a 16.
Las turbinas de gas han experimentado una gran mejora desde su puesta en marcha
sobre 1930. Los ciclos de gas desarrollados con las primeras turbinas tenían una
eficiencia alrededor de un 17 % debido a la baja eficiencia del compresor y la turbina y
a las bajas temperaturas de entrada que permitían los materiales que la componían. En
1940 la temperatura de entrada a la turbina era de unos 540 ºC, alcanzando actualmente
los 1425 ºC e incluso valores algo más altos. Este incremento ha sido posible debido a
la utilización de nuevos materiales y técnicas de enfriamiento. Por otra parte, la
utilización de ordenadores ha permitido la utilización de modelos que permiten
optimizar el diseño aerodinámico de los componentes, de manera que las pérdidas sean
mínimas.
Los ciclos reales difieren del ciclo ideal en varios aspectos ya que es prácticamente
imposible evitar las pérdidas de presión que se producen en los equipos de transferencia
de calor en los procesos de adición de calor y enfriamiento. Además, debido a la
presencia de irreversibilidades el trabajo realizado por el compresor será mayor que el
previsto en el ciclo ideal, mientras que el trabajo producido por la turbina será menor.
194
Figura 73 Diagrama T-S ciclo de gas real [29]
donde el subíndice “s” corresponde al caso isentrópico (ciclo ideal) y el subíndice “a” a
los estados de salida del compresor y la turbina en el caso real.
- Ciclos de vapor
Las razones por las que usar en un ciclo termodinámico una sustancia que cambie de
estado son muy poderosas:
195
Se dispone de una elevada flexibilidad para inducir la transición de fase.
Normalmente, se puede ajustar la presión para seleccionar la temperatura de
trabajo o viceversa. Eso permite trabajar en un amplio rango de condiciones
experimentales.
Finalmente, la transferencia de calor entre un fluido y un sólido es optima
cuando el fluido se encuentra en fase mixta (vapor + liquido).El flujo de
calor en un fluido en fase liquida pura es muy inferior a otro en fase mixta.
Las burbujas de vapor que rodean al sólido en el segundo caso son más
eficientes a la hora de transferir calor al solido que las capas de líquido en el
primero.
El fluido de trabajo más común en este tipo de ciclos es el vapor debido a características
deseables como su bajo coste, su disponibilidad y su elevada entalpía de vaporización.
- Ciclo Rankine
El diagrama T-S de un ciclo de Rankine con vapor de alta presión sobrecalentado (el
sistema más óptimo) está formado por cuatro procesos: dos isoentrópicos y dos
isobáricos. La bomba y la turbina son los equipos que operan según procesos
isoentrópicos (adiabáticos e internamente reversibles). La caldera y el condensador
operan sin pérdidas de carga y por tanto sin caídas de presión.
196
2-3 Adición de calor a presión constante en la caldera
3-4 Expansión isentrópica en la turbina
4-1 Retirada de calor a presión constante en el condensador
Los cuatro componentes del ciclo (bomba, caldera, turbina y compresor) son
dispositivos en los que se trabaja en flujo estacionario, por lo que podemos analizar el
ciclo Rankine como un proceso de flujo estacionario. Los cambios de energía potencial
y cinética son pequeños comparados con los de trabajo y calor transferido por lo que
pueden ser despreciados. Es esta forma, el balance de energía por unidad de masa sería:
197
La caldera y el condensador no producen ni consumen trabajo, mientras que la bombra
y la turbina son consideradas isoentrópicas; por lo tanto, la ecuación de conservación
para cada dispositivo puede ser expresada de la siguiente forma:
ν = volumen específico
Bomba (q = 0): wbomba = h2 – h1 = ν1·(P2 - P1) del líquido
Los ciclos actuales de vapor difieren del ciclo Rankine ideal debido a la presencia de
irreversibilidades en sus componentes.
Por otra parte, los equipos, tales como la bomba y la turbina también presentan
irreversibilidades, lo que resulta en que la bomba requiera una cantidad de trabajo
mayor que el predicho por el ciclo ideal y que la turbina produzca una cantidad de
trabajo menor. La desviación de estos equipos respecto al caso ideal isoentrópico puede
ser cuantificada mediante la utilización de la eficiencia isoentrópica, definida como:
198
ƞT = Eficiencia insentrópica de la turbina
donde el subíndice “s” corresponde al caso isentrópico (ciclo ideal) y el subíndice “a” a
los estados de salida de la bomba y la turbina en el caso real.
199
Figura 77 Diagrama T-S. Disminución P de condensación [29]
200
Figura 78 Diagrama T-S. Sobrecalentamiento vapor [29]
201
En el diagrama de arriba observamos como para la misma temperatura de
entrada a la turbina, a una presión mayor el estado 3 se desplaza hacia la
izquierda (3´) aumentando el contenido de humedad a la salida de la turbina.
Este efecto indeseable puede corregirse con una etapa de recalentamiento del
vapor tal como veremos a continuación.
202
expansiones y recalentamientos crece, el proceso se aproxima a un proceso
isotérmico a la temperatura de entrada de la turbina, sin embargo, el uso de más
de dos etapas no es práctico, ya que la mejora en la eficiencia que producen no
está justificada con los aspectos técnicos y económicos que conllevan.
- Ciclo combinado
203
4.5.2.Ciclo combinado. Aspectos de diseño y
simulación
Una vez vistos los conceptos teóricos básicos en el apartado 4.5.1., continuaremos con
el diseño y la simulación del ciclo combinado seleccionado para nuestra planta,
comenzando por el ciclo de gas.
4.5.3.Ciclo de gas
Normalmente se entiende por turbina de gas el conjunto formado por los siguientes
elementos: un compresor, un sistema de aporte de calor al fluido y la turbina
propiamente dicha. Es un motor térmico rotativo de combustión interna que aprovecha
la energía aportada por un combustible para la producción de energía mecánica. En
primer lugar, el aire es alimentado al compresor a través del sistema de admisión, que
retiene la suciedad a través de una serie de filtros y acondiciona la temperatura de la
corriente. Una vez en el compresor, la presión del aire es elevada en varias etapas hasta
alcanzar la relación de compresión deseada, consumiendo parte del trabajo producido
por la turbina. A continuación, el aire comprimido es introducido en la cámara de
combustión, donde tiene lugar la combustión a presión constante del gas combustible
con el aire alimentado. Los gases resultantes de la combustión ceden parte de su energía
en las ruedas de la turbina transformando la energía asociada a la presión, temperatura y
velocidad de la corriente de gases en energía mecánica en el eje. Este proceso está
representado por el ciclo Brayton de potencia.
204
Figura 82 Turbina de gas [6]
Los gases, que entran a la turbina a una temperatura de 1100-1400ºC y una presión de
10 a 30 bar, salen a unos 450-600ºC, lo que hace que parte de esta energía pueda ser
aprovechada en un ciclo Rankine para la generación de vapor.
205
Principales variables de diseño en el ciclo de gas
206
Temperatura de salida de la turbida: Está condicionada principalmente por
la temperatura de entrada de los gases a la turbina y por su relación de
compresión. Para una buena recuperación de calor su valor debe ser alto
(superior a 500 ºC).
Emisiones de SOx
Los óxidos de azufre son un grupo de gases compuestos por trióxido de azufre (SO3) y
dióxido de azufre (SO2). El más común es el SO2, ya que el SO3 es solo un
intermediario en la formación del ácido sulfúrico (H2SO4), por lo que nos centraremos
en el primero de estos. El dióxido de azufre es un gas incoloro y no inflamable, de olor
fuerte e irritante. Su vida media en la atmósfera es corta de unos 2 a 4 días, y casi la
mitad de las emisiones vuelven a depositarse en la superficie. La contaminación del aire
por SO2 causa problemas respiratorios y circulatorios y además, al ser higroscópico,
cuando está en la atmósfera reacciona con la humedad y forma aerosoles de ácido
sulfúrico y sulfuroso que luego forman parte de la llamada lluvia ácida, afectando a la
vida acuática y a la vegetación.
En una IGCC las emisiones de SO2 provienen de la oxidación del H2S y el COS, que
son los compuestos de azufre presentes en el gas. El control de estas emisiones viene
dado por la cantidad de estos compuestos que los sistemas de limpieza anteriores a la
combustión son capaces de remover.
Emisiones de NOx
Los óxidos de nitrógeno son un grupo de gases compuestos principalmente por óxido
nítrico (NO) y dióxido de nitrógeno (NO2). Las fuentes más comunes de óxidos de
nitrógeno en la naturaleza, son la descomposición bacteriana de nitratos orgánicos, los
incendios forestales, quema de rastrojos y la actividad volcánica. Las principales fuentes
antropogénicas de emisión se producen en los escapes de los vehículos motorizados y
en la quema de combustibles fósiles.
Estos óxidos son sustancias corrosivas para la piel y el tracto respiratorio, provocando
enrojecimiento y quemaduras cutáneas graves. Se trata además de una sustancia que
tiene una gran trascendencia en la formación del smog fotoquímico, ya que al
combinarse con otros contaminantes atmosféricos participa en las reacciones de
formación de ozono en la superficie de la tierra (ozono troposférico). Al igual que el
SO2, el NO2 también contribuye a la formación de la lluvia ácida, ya que se oxida en la
atmósfera para formar nitratos, que en contacto con la humedad existente en el ambiente
da lugar a la formación de ácido nítrico.
207
En una IGCC, los NOx generados en el proceso de combustión pueden formarse
principalmente de dos vías:
208
NOx combustible: Se forman a partir de los compuestos nitrogenados que
contiene el gas combustible (NH3, CHN), que a su vez fueron formados en el
proceso de gasificación a partir del nitrógeno contenido en el propio carbón.
Estas emisiones vienen condicionadas por la cantidad de estos compuestos que
los sistemas de limpieza anteriores a la combustión son capaces de remover.
209
Aspen Plus 49 Diagrama de flujo ciclo de gas
210
El cual se muestra a continuación dividido en dos partes; por un lado los compresores y
la cámara de combustión:
211
temperatura a la que tiene lugar la combustión. Para ello, antes de entrar en la cámara, el
gas es sometido a un proceso de saturación con vapor de agua y mezcla con nitrógeno
residual, de modo que la temperatura de la reacción se reduce al ser mayor la masa de
gases que entra en el reactor. El vapor utilizado para la saturación del gas (JI-VAPMP)
es extraído del ciclo de vapor de media presión, mientras que el nitrógeno (KI-N2)
proviene de la unidad de separación de aire.
La otra corriente de entrada al ciclo está constituida por el aire necesario para la
oxidación del combustible, el cual se alimenta en exceso para controlar la temperatura
de la combustión. Antes de entrar en la cámara de combustión este aire debe ser
comprimido, operación que es llevada a cabo en 4 unidades Comp (I-COMP1 – I-
COMP4), hasta una relación de compresión de 15,9. La presión en las distintas etapas
viene dada por la siguiente fórmula:
siendo:
Por otra parte, una fracción del aire que sale de cada etapa del compresor es enviada
directamente a la turbina sin pasar por la cámara de combustión, con el propósito de
refrigerar los álabes de la misma de modo que no se supere su temperatura máxima de
operación. Estas corrientes están representadas por (I-AIR-R1 – I-AIR-R4) y conectan
una etapa del compresor con la etapa de la turbina que tiene aproximadamente la misma
presión, por ejemplo, la corriente de salida del I-COMP1 al ser la primera etapa de
compresión, se corresponde con la corriente de entrada de la última etapa de expansión
I-TG4, que se encuentran a una presión de aproximadamente 2 bares.
La cámara de combustión está modelada por un reactor RStoic, donde añadimos las
reacciones que tienen lugar en el proceso, obteniéndose el gas a alta temperatura que
será expandido en las turbinas. Las turbinas constan de 4 unidades Compr, siendo la
relación de presiones (en este caso pérdida de presión), igual a la de los compresores.
212
Una vez se ha producido la expansión, el gas resultante, a una temperatura de unos 560
ºC es introducido en el ciclo de vapor para un mayor aprovechamiento de su energía,
incrementando la eficiencia del proceso.
- I-AIR
Aunque más tarde trataremos la unidad de separación de aire con mayor profundidad, es
necesario conocer el funcionamiento de la misma para calcular el caudal de aire que
entra en los compresores. Las especificaciones de diseño de la ASU, basadas en datos
de unidades reales en funcionamiento son las siguientes:
213
Para el valor de ER = 0,414 seleccionado, la cantidad de oxígeno puro a alimentar al
gasificador era de 2498,05 kmol/hr. Por lo tanto, sabiendo la cantidad que queremos
alimentar de oxígeno y que ese oxígeno representa el 96,3% del oxígeno total que entra
en la unidad, podemos calcular el caudal de oxígeno de entrada a la ASU, que resulta de
2592,77 kmol/hr, siendo por lo tanto el caudal de aire de entrada de 12346,50 kmol/hr.
Una vez calculado el aire necesario para la ASU, procedemos a calcular el aire de
entrada de la cámara de combustión. En primer lugar, calculamos la cantidad de
oxígeno puro necesario para la oxidación completa del gas, una vez más mediante la
propiedad COMB-O2. En este caso la calculamos para la corriente I-GAS+N2
(corriente de gas antes de mezclarse con el oxígeno), siendo el valor dado por esta
propiedad de 3276,91 kmol/hr de O2, lo que resulta en una cantidad de aire de 15604,33
kmol/hr. Por último, establecemos el aire en exceso que vamos a alimentar para
controlar la temperatura de combustión de la cámara, siendo el coeficiente utilizado de
2,74. Este coeficiente se establece buscando un óptimo entre la potencia producida por
la turbina de gas y la temperatura de los gases de salida, no permitiendo que esta
temperatura sea inferior a los 540 ºC, para no afectar a la eficiencia del ciclo Rankine de
generación de vapor.
Sumando la cantidad de aire necesaria para la ASU y la cantidad de aire que entra en la
cámara de combustión obtenemos la cantidad total de aire que se alimenta al compresor:
Temperature 15 ºC
Mole-Frac N2 0,79
Mole-Frac O2 0,21
- KI-N2
Esta corriente está formada por el nitrógeno residual que abandona la unidad de
separación de aire, cuyas características pueden verse en el apartado 4.6.1.
- JI-VAPMP
214
El vapor de saturación del gas que entra en la unidad de saturación es vapor de media
presión (30 bares), a su temperatura de saturación y con un caudal de 1598,64 kmol/hr.
- Compresor
Model Compressor
Type Isentropic
Discharge 16,11
2,02 4,04 8,07
pressure (bar)
Isentropic 0,912
efficiency
- Splitters
Nombre I-SPLAIR
215
- Cámara de combustión
Nombre I-RCOMB
Bloque RStoic
Pressure 0 bar
- Turbinas
Model Turbine
Type Isentropic
216
Discharge 1
8,13 4,02 2,02
pressure (bar)
Isentropic 0,808
efficiency
4.5.3.1.3. Resultados
I-COMP1: 35,82 MW
I-COMP2: 43,67 MW
I-COMP3: 52,83 MW
I-COMP4: 63,78 MW
I-TG1: 109,77 MW
I- TG2: 99,34 MW
I- TG3: 86,99 MW
I- TG4: 78,48 MW
Por lo tanto, la potencia neta generada por el ciclo resulta ser de 178,48 MW.
Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 3429,33 0,051
N2 51125,82 0,757
O2 7657,43 0,113
NO2 0,197 2,922E-06
NO 3,75 5,551E-05
SO2 0,214 3,173E-06
CO 8,81 1,306E-04
217
CO2 5280,77 0,078
Total Flow kmol/hr 67506,56
Temperature C 568,21
Pressure bar 1,00
Vapor Frac 1
- Emisiones
Para expresar los valores obtenidos en mg/Nm3 usaremos la densidad normal del gas en
cuestión como factor para las fórmulas mostradas a continuación. La "dilución" de los
gases de combustión por el exceso de aire, de la cual la concentración de oxígeno es una
medida, también se debe tener en cuenta. En este caso la concentración de oxígeno de
referencia establecida por la norma es del 6%:
218
4.5.4. Ciclo de vapor
La generación de vapor a través del calor transferido por los gases de escape del ciclo de
gas se lleva a cabo a través de un ciclo de Rankine con tres niveles de presión, lo cual
permite optimizar la recuperación del calor.
219
Figura 86 Calderín caldera de recuperación de calor.
Evaporador: Intercambiadores de calor donde a través del calor transferido por los
gases de escape de temperatura intermedia se produce la evaporación del agua.
220
El agua es alimentada por un extremo de la caldera, mientras los gases calientes son
alimentados por el extremo opuesto. Los primeros intercambiadores de calor en
contacto con el gas son los que producen el vapor a mayor presión y a mayor
temperatura, ya que la energía contenida en los gases es elevada. De este modo,
intercambiadores de calor donde la transferencia de calor es muy elevada, como los
sobrecalentadores del vapor de alta presión, se colocan los más cercanos a la entrada de
los gases, mientras intercambiadores donde la transferencia de calor es baja, como los
economizadores, se sitúan en el extremo cercano a la salida de los gases. De esta forma,
utilizando además varios niveles de presión, conseguimos aprovechar la máxima
energía posible, como siempre, buscando un balance entre la energía recuperada y el
coste de la red de intercambiadores necesaria para dicha recuperación, ya que
necesitaremos intercambiadores más grandes si queremos aprovechar la energía del gas
a baja temperatura.
221
Para optimizar la potencia y el rendimiento de la turbina de vapor, se parte de la
máxima temperatura posible para el vapor (cuyo valor límite es la temperatura
de los gases de escape menos 25 ºC), así como de la presión que permite obtener
la máxima producción de energía, teniendo en cuenta las limitaciones impuestas
por la presión del condensador y el contenido admisible de humedad en los
últimos álabes de la turbina, para evitar su erosión.
Para optimizar el salto entálpico, la presión óptima sería aquella que siendo lo
más alta posible y compatible con la máxima recuperación de calor, no de lugar
al final de la etapa de expansión a un contenido de humedad mayor al máximo
admisible de los últimos álabes de la turbina. En el siguiente gráfico podemos
observar la relación entre la potencia de la turbina, el rendimiento de la caldera y
el contenido de humedad para un solo nivel de presión:
222
Figura 88 Potencia y rendimiento de la turbina vs presión [43]
223
- Pinch point
224
Figura 91 Pinch point / Superficie de intercambio [43]
- Presión de condensación
- Niveles de presión
225
aumento de los niveles de presión de la caldera. Adicionando un nivel de presión
más baja, al ser menor su temperatura de saturación, somos capaces de
aprovechar de manera más eficiente el calor sensible de los gases de menor
temperatura.
La presión de vapor de alta presión debe ser elevada para aumentar el salto
entálpico, teniendo en cuenta el vacío del condensador y la humedad en el
último álabe de la turbina. Por otra parte, la presión de vapor de baja presión
debe ser pequeña para aprovechar lo máximo posible el calor sensible de los
gases a baja temperatura, pero sin llegar a aumentar demasiado el caudal de
vapor generado, y por lo tanto, el coste del equipo.
Figura 92 Influencia vapor de baja presión en potencia de la turbina y superficie de la caldera [43]
Por debajo de unos 3,4 bares observamos que la potencia disminuye, ya que el
efecto de la disminución del salto entálpico y las pérdidas en el equipo son
mayores que el de aumento de caudal de vapor. Por otro lado, al aumentar la
presión, aumenta también la temperatura de saturación, disminuyendo la
producción de vapor. A pesar de que según esta gráfica el óptimo estaría en
torno a los 3,4 bares, la pequeña influencia que tiene la presión de vapor de baja
presión sobre la potencia total, hace que nos decantemos por buscar un punto de
equilibrio entre potencia y coste, el cual se alcanza en torno a 5 bares, donde la
226
superficie de intercambio disminuye considerablemente a costa de una pequeña
disminución en la potencia generada.
Figura 93 Influencia vapor de media presión en potencia de la turbina y superficie de la caldera [43]
227
Figura 94 Influencia de la temperatura de los distintos niveles de presión del vapor en la potencia [43]
228
presión, vuelve a la caldera y se mezcla con el vapor procedente del sobrecalentador de
presión intermedia, para recalentarse a una temperatura próxima a la del vapor de alta
presión y expandirse en el cuerpo de media presión.
En la siguiente imagen podemos observar el esquema general del ciclo de vapor, el cual
cuenta con tres niveles de presión a 120, 30 y 5 bares, que según vimos en el apartado
anterior eran las presiones óptimas de operación para este tipo de instalaciones:
229
Aspen Plus 53 Diagrama de flujo ciclo vapor. Alimentación de agua, ciclos de baja y media presión
230
Suponiendo que no existe pérdida de agua en la torre de enfriamiento, y por lo tanto, no
existe caudal de reposición, el agua líquida que proviene del condensador se introduce
en la primera bomba de alimentación (J-BOMBP), que eleva la presión del fluido a 5
bares. Esta corriente líquida pasa a continuación al economizador de baja presión (J-
BPECO) donde es precalentada hasta la temperatura de saturación a dicha presión y
dividida más tarde en dos corrientes. La corriente J-BPAG3 pasa al evaporador de baja
presión (J-BPEVA), donde se produce el cambio de estado hasta vapor saturado, el cual
es conducido a su vez al sobrecalentador (J-BPSOB) para alcanzar la temperatura de
entrada a la turbina de baja presión. Por otro lado, la corriente J-BPAG4 es introducida
en la bomba de alimentación del ciclo de media presión (J-BOMMP), alcanzando los 30
bares. Esta corriente líquida de presión media, al igual que ocurre en el ciclo de baja
presión, se introduce en el economizador (J-MPECO), para más tarde dividirse en dos
corrientes; una corriente que se alimenta a la bomba del ciclo de alta presión (J-
BOMAP) y otra corriente que se alimenta al evaporador de media presión. La principal
diferencia con el ciclo de baja presión es que el ciclo de media presión consta de dos
evaporadores, uno para evaporar el agua a través del calor de los gases que provienen
del ciclo de gas (J-MPEVA1), y otro que utiliza el calor obtenido en la segunda etapa de
enfriamiento del gas de síntesis producido en el gasificador (J-MPEVA2). El calor
extraído de la segunda etapa de enfriamiento del gas de síntesis está representado por la
corriente CJ-MP y proviene de la unidad C-CCMP.
231
Aspen Plus 54 Diagrama de flujo ciclo vapor. Ciclos de media y alta presión
232
Las dos corrientes de vapor producidas en los evaporadores de media presión son
mezcladas en una sola corriente (J-MPVAP3), que a su vez es vuelta a separar con el
objetivo de alimentar al gasificador del vapor de agua necesario para controlar las
reacciones de gasificación y al saturador del ciclo de gas (corriente J-MPVAP4). La
corriente restante, J-MPVAP5, se mezcla con el vapor de media presión que proviene de
la turbina de alta presión (corriente J-VAPT1) y se conduce al sobrecalentador de media
presión J-MPSOB, produciéndose el sobrecalentamiento tanto del vapor expandido en
la turbina de alta presión, como del vapor producido en los evaporadores. De esta
unidad, parte la corriente J-MPVAP7 que es introducida a la turbina de media presión
para su expansión.
Cada ciclo cuenta con su turbina correspondiente a donde llegan las corrientes que
provienen de los sobrecalentadores, y finalmente, el vapor expandido es condensado a
presión de vacío y reintroducido al ciclo.
233
q = flujo de calor
U =Coeficiente global de transferencia de calor
siendo A = Área de transferencia de calor
F = Factor de corrección
ΔTml = Diferencia media logarítmica de temperatura
El método simple de las unidades HeatX “shortcut method” utiliza un valor especificado
o por defecto del coeficiente global, mientras que los métodos detallados, utilizan
diversas correlaciones para su cálculo, para lo cual es necesario conocer la geometría
del intercambiador.
234
Aspen Plus 56 Método de cálculo intercambiadores de calor
Tª de salida de los gases de chimenea: 100 ºC (además vimos que no podía ser
menor para evitar condensaciones no deseadas)
Mínima diferencia de temperatura entre el lado caliente y el frío “mínimum
temperatura approach”: 10 ºC (con esta opción establecemos un control del
pinch point de los evaporadores, ya que para valores inferiores al establecido, el
área de transferencia de calor aumenta considerablemente).
Otro aspecto a tener en cuenta cuando tratamos con unidades HeatX y tiene lugar un
cambio de fase es que debemos dividir el proceso en 3 segmentos distintos ya que cada
uno de estos segmentos posee una capacidad calorífica distinta, calor latente en el caso
de la evaporación. En el primer segmento se alcanza la temperatura de saturación del
compuesto líquido (economizador), en el segundo se produce la evaporación
(evaporador), y por último el vapor generado se recalienta (sobrecalentador).
235
4.5.4.2.1. Corrientes de entrada
- J-BPAG1
Temperature 36 ºC
(temperatura de saturación del condensador)
Pressure 5 bar
(tras pasar por la bomba de baja presión)
Mole-Frac H2O 1
- Bombas
236
Nombre J-BOMBP J-BOMMP J-BOMAP
Model Pump
Discharge 5 30 120
pressure (bar)
- Economizadores
Block HeatX
Shortcut
Calculation
Countercurrent
Flow direction
Design
Type
Minimum
temperature 8K
approach
- Evaporadores
En este caso, dividiremos los evaporadores en dos grupos: los que obtienen el calor de
los gases del ciclo de gas (unidades HeatX) , y los que obtienen el calor del enfriamiento
del gas de síntesis que sale del gasificador (unidades Heaters):
237
Nombre J-BPEVA J-MPEVA1 J-APEVA1
Block HeatX
Calculation Shortcut
Type Design
Minimum 8K
temperature
Simulación del pinch point para que no resulte un área de intercambio
approach elevada
En el caso de los evaporadores que obtienen su energía del enfriamiento del gas de
síntesis, J-MPEVA2 y J-APEVA2, simplemente especificamos la caída de presión, que
hemos despreciado (=0). La clave de estos evaporadores se encuentra en la cantidad de
agua que son capaces de evaporar gracias a la energía que proviene de las corrientes CJ-
MP y CJ-AP. El caudal de agua calculado, es separado mediante unidades Splitters y
alimendado a la unidad Heater.
238
- Sobrecalentadores
Block HeatX
Calculation Shortcut
Flow Countercurrent
direction
Type Design
544 ºC
265 ºC 520 ºC 450 ºC (máxima Tª fijada =
Minimum 8 K
temperature
approach
- Splitters
J-SPL3 J-MPAG5 39900 kg/hr Distribuye el agua entre los dos evaporadores de
239
MP
J-SPL4 J-MPVAP4 38967 kg/hr Separa el vapor de media presión que se dirige
al gasificador
J-SPL5 J-APAG3 230100 kg/hr Distribuye el agua entre los dos evaporadores de
AP
- Turbinas
Model Turbine
Type Isentropic
Isentropic
0,9
efficiency
- Condensador
Nombre J-COND
Block Heater
Pressure 0 bar
Vapor fraction 0
240
4.5.4.2.3. Resultados
J-BOMBP: 0,060 MW
J-BOMMP: 0,361 MW
J-BOMAP: 1,124 MW
Como puede observarse, las bombas tienen un consumo muy inferior a los compresores
de gas, ya que trabajan con fluidos incompresibles, donde la variación de volumen es
mínima.
J-TVBP: 65,753 MW
J-TVMP: 42,701 MW
J-TVAP: 27,826 MW
De la turbina de vapor de BP es de la que más potencia se obtiene, ya que por ella pasan
además del vapor que proviene del ciclo de BP, el vapor expandido de las turbinas de
los otros dos ciclos.
Por lo tanto, la potencia neta generada por el ciclo resulta ser de 134,735 MW.
Substream: MIXED
Mole
Mole Flow kmol/hr Frac
H2O 3429,33 0,051
N2 51125,82 0,757
O2 7657,43 0,113
NO2 0,197 2,922E-06
241
NO 3,75 5,551E-05
SO2 0,214 3,173E-06
CO 8,81 1,306E-04
CO2 5280,77 0,078
Total Flow kmol/hr 67506,56
Temperature C 100,92
Pressure bar 1,00
Vapor Frac 1
600
500
Temperatura (ºC)
400
300
200
100
0
Entalpía (MW)
Gas APSOB2 MPSOB APSOB1
APEVA1 APECO BPSOB MPEVA1
MPECO BPEVA BPECO
Figura 96 Diagrama de transferencia de energía entre los gases de escape y el agua-vapor de la caldera de
recuperación
242
4.6. Unidad de separación de aire
El objetivo principal de la unidad de separación de aire es proveer al gasificador de una
corriente de oxígeno enriquecido, en este caso del 85 % de pureza.
Existen diversas tecnologías para conseguir la separación del aire en sus componentes
principales:
Destilación criogénica
Separación por membranas
Separación por adsorción
Siendo la más extendida la destilación criogénica, sobre todo para grandes producciones
de oxígeno a escala industrial.
La diferencia entre los puntos de ebullición de los componentes del aire es la principal
fuerza impulsora, tal como podemos ver en el diagrama Temperatura/Composición,
donde se modela el aire como una mezcla binaria de oxígeno y nitrógeno:
243
de ebullición, y de nuevo alcanza el equilibrio térmico y se separa en una fase líquida I
y una fase gaseosa H. Esta corriente líquida es ahora más rica en oxígeno que cuando se
encontraba en los puntos A y E; este proceso se repite hasta que se obtiene la pureza de
oxígeno deseada.
Las etapas consisten en platos metálicos llenos de perforaciones, las cuales permiten al
vapor burbujear en el líquido depositado en la etapa superior. A su vez, el líquido
desciende a la etapa inferior a través de unos rebosaderos, por lo que hay un flujo
continuo de vapor ascendiente y líquido que desciende. Al ascender, el vapor se enfría y
enriquece en nitrógeno, mientras el líquido que desciende se calienta y se vuelve más
rico en oxígeno. El número de etapas determina la pureza de los productos.
1. Filtrado.
2. Compresión.
3. Depuración.
4. Intercambio de calor.
5. Destilación. (Producción de frío por expansión).
6. Acondicionamiento del producto.
En primer lugar, el aire extraído de la atmósfera pasa por varios filtros para eliminar las
partículas sólidas que contiene, siendo a continuación comprimido a unos 7 bares. Esta
compresión se realiza en varias etapas (normalmente 3), siento retirado el calor
generado en la compresión en cada una de ellas y separando el vapor de agua que se
condensa. Este calor se elimina en una torre de lavado donde el aire procedente de los
compresores se pone en contracorriente con agua.
El aire que sale de la torre de lavado aun contiene humedad y CO2, que debido a las
condiciones del proceso deben ser eliminados para evitar fenómenos de congelación,
para lo cual se introduce el aire en una serie de unidades de desecación y
descarbonatación. En primer lugar el aire pasa por un lecho de alúmina, donde se
retiene la humedad, para posteriormente pasar por un tamiz molecular donde se retiene
244
el CO2 contenido. Los hidrocarburos que pudiese contener el aire son también retenidos
mediante gel de sílice.
El aire seco debe enfriarse ahora en unos intercambiadores de placas de aluminio, que
ofrecen gran superficie de intercambio en un volumen reducido, donde es enfriado por
las corrientes de salida de las torres de destilación. A la salida de estos intercambiadores
parte del aire pasa a una turbina de expansión, donde disminuye su presión hasta 1-2
bares, bajando su temperatura hasta unos 90-100 K, ya que cuando un gas sufre una
expansión a través de un obstáculo o estrangulamiento, a presiones y temperaturas
adecuadas, se produce una disminución de su temperatura. Esto es conocido como el
efecto Joule-Thomson.
La etapa de destilación se realiza en dos columnas, una de baja y otra de media presión.
El aire a 1-2 bares procedente de la turbina es alimentado directamente a la columna de
baja presión, mientras el resto, parcialmente líquido se alimenta a unos 6 bares a la
columna de presión media. Por la cabeza de la columna de presión media obtenemos un
gas pobre en oxígeno (elemento con mayor punto de ebullición) y rico en nitrógeno, que
es alimentado por cabeza de la columna de baja presión previa expansión. A su vez, por
el fondo de la columna de MP se obtiene un líquido rico en oxígeno, que es expandido,
y alimentado también a la columna de baja presión.
245
El oxígeno a la concentración deseada se obtiene por el fondo de la columna de baja
presión, y es alimentado al gasificador, mientras el nitrógeno producido por cabeza se
utiliza para el transporte y presurización del combustible molido y como amortiguador
de la temperatura del gasificador.
La alta temperatura del aire extraído del compresor (IK-AIR) se aprovecha para calentar
el nitrógeno residual inyectado en el saturador de gas limpio (KI-N2), transferencia de
energía que tiene lugar en el intercambiador K-CCN2.
La separación del aire se simula de manera simplificada con una unidad Sep, donde
establecemos la separación de cada componente en función de las especificaciones de
diseño conocidas de una planta ASU real. Debido a la integración que existe entre la
unidad de separación de aire y el compresor, en el apartado x.x calculamos el caudal de
aire de entrada a la ASU (IK-AIR) en función del oxígeno al 85% necesario para
alimentar al gasificador.
246
Figura 99 Caudales de entrada y salida ASU
247
introducida al mixer que simula los Lock Hoppers (corriente KA-N2PUR), mientras la
corriente K-N2RES es comprimida a 20 bares y mezclada con el gas de síntesis
saturado previamente a su introducción en la cámara de combustión del ciclo de gas.
De esta forma la unidad de separación de aire queda integrada tanto con el ciclo de gas
como con la unidad de gasificación. Debido a que la unidad de separación de aire no ha
sido simulada de manera rigurosa, su consumo energético para el cálculo de las
eficiencias de la planta, será tomado como el consumo real de la planta de ELCOGAS,
siendo este de 28,7 MW.
En este apartado vamos a realizar el cálculo de varias eficiencias que nos darán una idea
de cómo funciona nuestra planta. Para ello vamos a detallar a continuación todos los
parámetros que intervendrán en el cálculo:
4.7.1. Combustible
Como nuestro combustible inicial tiene un porcentaje de humedad (W) del 9,4%,
calculamos a continuación del PCI en base húmeda, que es el que utilizaremos para los
cálculos de la eficiencia:
248
PCI)S =[ PCI)H + 2512*W ] / [ 1 – W ] kJ/kg
249
Energía disponible
Flujo
Poder calorífico Caudal energético
Corriente
(P.C.I.) (MJ/kg) (kg/s) (MW)
CJ-AP 78,42
CJ-MP 20,63
Potencia generada
I-TG4 78,48
Potencia consumida
I-COMP4 63,78
Potencia bruta
250
Ciclo de gas (MW) Ciclo de vapor (MW)
178,48 134,74
C-COMP 0,1
H-COMP 6,73
ASU 28,7
Tabla 37 Energía disponible, potencia generada y potencia consumida
La potencia bruta de la central incluye la potencia generada en las turbinas de gas y vapor y la
potencia consumida por los compresores y bombas de ambos ciclos. Por su parte, la potencia
neta incluye otros consumos como la unidad de separación de aire.
Una vez conocemos la energía que contiene la corriente del combustible y del gas
alimentado al ciclo combinado, así como la potencia generada y consumida por la
planta, estamos en disposición de calcular las distintas eficiencias de la misma.
251
Se calcula como la relación entre la energía contenida en el gas de
síntesis a la salida de las unidades de limpieza y la energía contenida en el gas de
síntesis antes de ser tratado.
Una vez calculada las eficiencias de las distintas partes de la planta, vamos a
proceder a calcular su eficiencia global, definida como la relación entre la
potencia neta generada en la planta y la energía contenida en la corriente de
combustible alimentado. La potencia neta total es calculada por la diferencia
entre la potencia total generada en el ciclo combinado y los consumos
derivados de los compresores y bombas del ciclo, la unidad de separación de
aire y los compresores de las secciones de enfriamiento del gas de síntesis y la
planta Claus.
4.7.5. Resultados
252
4.8. Evaluación económica
Existen distintos modelos para calcular el coste una de una planta, que difieren en el
nivel de detalle del coste calculado.
253
El modelo utilizado en nuestro caso es el desarrollado en las publicaciones de Frey y
Rubin de 1990 [45] y 2007 [46]. Este modelo ofrece correlaciones para el cálculo del
coste inicial de las principales áreas que componen la planta, las cuales incluyen los
parámetros que tienen mayor influencia sobre el coste de las mismas. En muchos casos
estos parámetros son, por ejemplo, flujos de materia, que tomaremos de los resultados
obtenidos en Aspen Plus. Los costes anuales fijos y variables también son calculados en
base al consumo de combustible, los consumibles, el coste de mantenimiento, los costes
laborales y de operación… etc.
Para el cálculo de los costes fijos directos se divide la planta en las siguientes secciones:
254
El número de toneladas diarias a alimentar al gasificador determina el tamaño los
equipos del área, siendo la primera variable para estimar el coste de esta sección. Otras
variables con influencia en el coste, como la cantidad de humedad del combustible
juegan un papel secundario.
0,859 , n = 15
23000 toneladas / día
- Suministro de oxígeno
0,936 , n = 31
95 ºF
0,98
- Gasificación
255
El enfriamiento del gas de síntesis a la salida del gasificador hasta unos 235 ºC se lleva
a cabo en unos intercambiadores de calor de carcasa y tubos. En esta expresión para el
cálculo del coste se incluye además la columna de saturación del gas de síntesis previa a
su entrada en el ciclo de gas y su variable principal es la cantidad de gas que sale de los
intercambiadores de calor hacia el ciclo de potencia.
0,99
lb/hr
Esta sección incluye la unidad de lavado de gases y los strippers ácido y básico, así
como los intercambiadores de calor necesarios para el acondicionamiento de las
corrientes para su posterior tratamiento. En este caso, la variable con mayor influencia
en el coste es el caudal de la corriente de salida del lavador.
- Absorción de H2S
0,909 , n = 28
lbmol/hr
0,997
- Planta de Claus
256
0,994 , n = 21
lbmol/hr
- Ciclo combinado
La principal variable para el cálculo del coste es el caudal de agua que interviene
en el ciclo combinado.
0,991 , n = 14
lb/hr
Turbina de gas
Turbina de vapor
0,958 , n = 9
257
550 MW
El coste de esta unidad depende de factores tales como la presión del vapor, los
caudales de vapor y gas, el número de niveles de presión, etc…, siendo la
presión del nivel de alta presión de vapor y su caudal los que tienen mayor
efecto en el cálculo.
0,966 , n = 10
psia
lb/hr
- Instalaciones genéricas
258
Coste total requerido
Una vez calculados los costes fijos directos para cada sección de la planta, procedemos
a calcular el coste total requerido para la construcción de la planta (TCR), que incluye
los siguientes elementos:
Coste total de la
planta, TPC
El cálculo del coste fijo directo total (TDC) se realiza sumando los costes fijos directos
de cada sección más el correspondiente a las instalaciones genéricas:
Los costes de ingeniería y oficina incluyen los costes asociados al diseño de la planta,
gastos de oficina, licencias del proyecto, etc. Estos costes se estima que suponen
alrededor de un 15 % de la suma del TDC y el CICC.
259
una consultoría, que establece los requisitos necesarios y estima las emisiones y
descargas de residuos, así como los modelos de dispersión de contaminantes en el aire.
Una vez calculados estos parámetros estamos en disposición de calcular el coste total de
la planta (TPC), que es la suma de los costes directos, indirectos y el coste asociado a la
contingencia del proyecto.
Los costes de operación pueden ser divididos en fijos, que son independientes de la
capacidad a la que trabaja la planta, y variables, que son directamente proporcionales a
la cantidad de energía que se produce en la misma.
Incluyen el coste de los operarios, el coste de mantenimiento, tanto del personal como
de los materiales utilizados, y el coste administrativo.
El coste de los operarios (OCL) está basado en el número de horas de personal necesario
para que funcione la planta multiplicado por el sueldo medio que se paga por hora. Se
asume que son necesarios 4 turnos al día para operar la planta, con 2 horas de solape
para la transición entre turnos. Las vacaciones del personal también son tenidas en
cuenta, utilizándose un factor de turno de 4,75. El número total de operarios se estima a
partir de la siguiente tabla, que muestra el número de operarios necesarios para cada
sección de la misma:
260
Sección Nº de operarios / turno
Preparación y alimentación de 5
combustible
ASU 5
Gasificación
Alimentación de agua 1
Ciclo combinado
Instalaciones genéricas 3
Sección Factor
Preparación y alimentación de 3
combustible
ASU 2
Gasificación 4,5
261
Extracción de azufre del gas (MDEA) 2
Siendo:
= Factor coste mantenimiento de la sección i (tabulado)
Una vez obtenido el coste total de mantenimiento, se asume que un 60% de este coste
corresponde a costes materiales, siendo el 40 % restante correspondiente a coste de
personal.
Finalmente, estimamos el coste fijo total de operación como la suma del coste de los
operarios, el de mantenimiento y el administrativo.
Los costes de operación variables incluyen los costes del combustible, los reactivos
utilizados en la planta o la eliminación de la ceniza.
262
La estimación del coste se realiza a partir de la cantidad de consumible necesaria y su
precio, que se encuentra tabulado en la siguiente tabla:
Unidad Coste
Combustible
Siendo:
NaOH
Catalizador Claus
263
Fuel
Agua
Ceniza
Finalmente, el coste de operación variable, VOC se calcula a través de la suma del coste
de combustible, consumibles y eliminación de cenizas calculados en este apartado.
4.8.3.Coste de la electricidad
El coste total de la planta, y los costes de operación fijos y variables son utilizados para
calcular el coste de producción de la electricidad disponible para la venta desde la
planta, basada en su potencia neta. Este coste se calcula mediante la siguiente expresión:
264
las tasas aplicables. En el caso que nos ocupa, tomaremos el valor de 0,1034 (Frey and
Rubin, 1990).
4.8.4. Resultados
Coste de la planta
265
CEP 1,000 0,890
Coste de la electricidad
El coste calculado mediante este modelo es más bajo que para centrales reales, ya que
se han despreciado los intereses y los costes de preproducción. Sin embargo, sigue
siendo adecuado para la comparación entre las distintas configuraciones
contempladas.
266
Tabla 41 Evaluación económica IGCC
H2 20,7 21 1,45
CO 60,2 60 0,33
N2 10,4 10 3,85
COS 0,12 -
Se puede observar que las composiciones obtenidas son cercanas a las reales, si bien
variaciones en elementos con composiciones más bajas conllevan un error más elevado.
Esto podría deberse a diferencias en la cantidad de vapor de agua alimentado como
moderador en el gasificador o a diferencias de composición dentro del intervalo de
temperaturas especificado por ELCOGAS (1200 – 1600) ºC.
267
Producción de ceniza
Emisiones
268
g/kwh SO2 0,04 0,07 75,00
El proceso que nos permite obtener electricidad y al mismo tiempo capturar el CO2
269
combustión o post-combustión, que son las técnicas utilizadas para centrales del tipo de
las IGCC. Las técnicas de post-combustión utilizan la absorción química, aplicables
para procesos por debajo de los 15 bar, siendo el disolvente empleado las aminas. Por su
parte, las técnicas de pre-combustión utilizan la absorción física, aplicable para
presiones parciales medias y altas. En general, para plantas con gasificadores a alta
presión que utilizan oxígeno enriquecido, con alta concentración de CO2, la absorción
física (pre-combustión) es el método más utilizado (menos pérdidas energéticas,
posibilidad de cogeneracón hidrógeno/electricidad, etc.). Previamente a la separación se
utiliza una unidad WGS, donde el CO2 es producido, utilizando una unidad posterior de
separación basada en la utilización de un disolvente físico. En este caso se utiliza el
proceso Rectisol, cuyo disolvente es el metanol. El hidrógeno producido puede ser
enviado al ciclo combinado, o bien purificado en una unidad PSA para su venta en el
mercado o su uso en pilas de combustible. El CO2, por su parte, es comprimido para su
transporte y posterior almacenamiento.
270
5.1. Simulación de los sistemas de producción de
hidrógeno y captura y almacenamiento de CO2
Para adaptar la planta simulada en la sección 4 resulta necesario definir las siguientes
secciones:
L
Reactores WGS
Proceso Rectisol M
O
Licuefación CO2
En esta sección se incluyen las nuevas secciones que requiere la nueva configuración de
la planta para la captura y el almacenamiento del CO2, detallando también los cambios
que se producen en las secciones ya existentes.
La reacción de “Water Gas Shift” CO + H2O ⇌ CO2 + H2 se lleva a cabo mediante dos
reactores que operan de forma adiabática, siendo la temperatura del primer reactor de
400 ºC y la del segundo de 210 ºC. La temperatura del primer reactor es proporcionada
por vapor de agua de media presión, siendo la caída de presión asumida para cada
reactor de 0,4 bar. Los productos a obtener están favorecidos a bajas temperaturas, sin
embargo las velocidades de reacción son lentas, además la reacción es exotérmica, por
lo que se utilizan dos reactores en serie con enfriamiento intermedio. El producto es
enfriado nuevamente a la salida del segundo reactor para adaptarlo a las condiciones del
proceso Rectisol.
271
5.2.1.1. Simulación del proceso
El gas limpio procedente de la unidad MDEA (G-ABSC) es mezclado junto con vapor
de media presión (L-VAPMP) y enviado al primer reactor WGS. Estos reactores son
simulados mediante reactores de equilibrio REquil, que realiza el cálculo del equilibrio
químico y de fases en base a reacciones de estequiometria conocida. La cantidad de
vapor introducida al primer reactor, cuya función es elevar la temperatura del reactor a
unos 400 ºC y está fijada como 1,25 veces el caudal molar de CO en la corriente G-
ABSC (gas limpio de entrada).
-L-VAPMP
Pressure 30 bar
Vapor fraction 1
- Reactores WGS
272
Nombre L-RWGS1 L-RWGS2
Block REquil
Heat duty 0W
Reactions:
CO + H2O ⇌ CO2 + H2
Tª approach: 0 K
- Intercambiadores de calor
Block Heater
Pressure -0 bar
5.2.1.1.3. Resultados
L-WGS2E LM-ABSE
Substream: MIXED Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 2475,60 0,172 H2O 1669,71 0,116
N2 1063,40 0,074 N2 1063,40 0,074
H2 5575,83 0,388 H2 6381,72 0,443
CO 1133,25 0,079 CO 327,36 0,023
CO2 4148,17 0,288 CO2 4954,07 0,344
Total Flow kmol/hr 14404,77 Total Flow kmol/hr 14404,77
Temperature C 210 Temperature C 200
Pressure bar 21,6 Pressure bar 21,4
273
5.2.2. Proceso Rectisol
274
operación del desorbedor. El cálculo del equilibrio L-V se realiza de nuevo siguiendo la
Ley de Henry, siendo necesario considerar la solubilidad de los componentes en metanol.
Para ello accedemos a la pestaña Properties / Parameters / Binary interaction /
HENRY-1 e introducimos los valores de los parámetros a,b,c,d y e para cada
componente, seleccionando metanol como disolvente:
- M-CH4O
Temperature 15 C
275
5.2.2.1.2. Unidades del proceso
- M-ABS
Block RadFrac
Number of stages 8
Condenser None
Reboiler None
276
- M-DESOR
Block RadFrac
Number of stages 15
Condenser Partial-Vapor
Reboiler Kettle
- Unidades de despresurización
Block Flash2
Heat duty 0W
277
- Compresores
Block Compr
Type Isentropic
- Intercambiadores de calor
Nombre M-CC1
Block Heater
Pressure -0 bar
278
5.2.2.1.3. Resultados
- Absorbedor
Corrientes de salida
M-ABSC M-ABSF
Substream: MIXED Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 7,404E-29 9,755E-33 H2O 1669,70974 0,015
N2 919,06 0,121 N2 144,338468 1,322E-3
H2 6179,89 0,814 H2 201,83202 1,848E-3
CO 307,91 0,041 CO 19,4426248 1,780E-4
CO2 144,43 0,019 CO2 4809,63402 0,044
CH4 4,60 6,064E-4 CH4 3,46358276 3,171E-5
Total Flow kmol/hr 7589,75 Total Flow kmol/hr 109215,21
Temperature C 15,32 Temperature C 35,53
Pressure bar 21 Pressure bar 21
Vapor Frac 1 Liquid Frac 1
279
Fracción molar
0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9
0
1
2
3
4 H2 vapor
5
6
7
8
9
- Desorbedor
Corrientes de salida
M-DESORC M-ADESORF
Substream: MIXED Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac Mole Flow kmol/hr Mole Frac
H2O 1,606E-6 1,860E-9 H2O 1668,51 0,016
N2 0,653 7,566E-4 N2 5,282E-16 5,102E-21
280
H2 0,018 2,137E-5 H2 1,314E-20 1,269E-25
CO 0,009 1,062E-5 CO 1,876E-18 1,812E-23
CO2 707,17 0,819 CO2 4,030-9 3,893E-14
CH4 0,143 1,6565E-4 CH4 4,6882E-14 4,529E-19
CH3OH 154,95 0,180 CH3OH 101853,46 0,984
Total Flow kmol/hr 863,13 Total Flow kmol/hr 103522,07
Temperature C 30,59 Temperature C 69,27
Pressure bar 1,2 Pressure bar 1,2
Vapor Frac 1 Liquid Frac 1
281
5.2.3.1. Unidades del proceso
- Intercambiadores de calor
Block Heater
Temperature 20 C 30 C
- Separador
Nombre O-FLS1
Block Flash 2
Heat duty 0W
Pressure - 0 bar
- Compresor
Nombre O-COMP
Block Compr
Type Isentropic
Isentropic 0.82
282
efficiency
5.2.3.2. Resultados
O-CO2
Substream: MIXED
Mole Flow kmol/hr Mole Frac
N2 144,29 0,028
H2 201,82 0,039
CO 19,44 3,733E-3
CO2 4767,41 0,915
Total Flow kmol/hr 5207,69
Temperature 30 C
Pressure 150 bar
283
5.2.4.1.1. Resultados
I-COMP1: 35,82 MW
I-COMP2: 44,56 MW
I-COMP3: 55,01 MW
I-COMP4: 67,77 MW
I-TG1: 103,54 MW
I- TG2: 93,29 MW
I- TG3: 79,68 MW
I- TG4: 70,93 MW
Por lo tanto, la potencia neta generada por el ciclo resulta ser de 144,28 MW.
- Emisiones CO2
Emisiones g/kwh
CO2 75,93
En el ciclo de vapor, debido a que la cantidad de calor disponible en los gases de salida
difiere de la configuración IGCC se han modificado los caudales de agua de entrada al
ciclo, así como las temperaturas de sobrecalentamiento:
284
J-SPL2: Mass flow J-MPAG4 243000 kg/hr
J-APSOB1: Cold stream outlet temperature: 450 C
J-MPSOB: Cold stream outlet temperature: 495 C
J-APSOB2: Cold stream outlet temperature: 516 C (Tª salida gases – 25 C)
Al igual que en el caso anterior, se establece una temperatura de los gases de salida de
la chimenea de 100 ºC y un “Minimum temperatura approach” de 10 C en los
evaporadores.
5.2.4.2.1. Resultados
J-BOMBP: 0,048 MW
J-BOMMP: 0,269 MW
J-BOMAP: 0,803 MW
J-TVBP: 57,97 MW
J-TVMP: 37,36 MW
J-TVAP: 23,53 MW
Por lo tanto, la potencia neta generada por el ciclo resulta ser de 117,74 MW.
285
600
500
Temperatura (ºC)
400
300
200
100
0
Entalpía (MW)
Gas APSOB2 MPSOB APSOB1 APEVA1 APECO
BPSOB MPEVA1 MPECO BPEVA BPECO
Figura 103 Diagrama de transferencia de energía entre los gases de escape y el agua-vapor de la caldera de
recuperación. Conf. 1
286
corriente que se dirige al ciclo combinado es la corriente rica en hidrógeno (M-ABSC),
con un caudal y un poder calorífico diferente al de la corriente G-ABSC.
Energía disponible
Flujo
Poder calorífico Caudal energético
Corriente
(P.C.I.) (MJ/kg) (kg/s) (MW)
CJ-MP 20,63
Potencia generada
I-TG4 70,93
Potencia consumida
I-COMP4 67,77
287
Potencia neta
144,28 117,74
C-COMP 0,1
H-COMP 6,73
ASU 28,7
5.3.1.1. Resultados
288
5.4.1.1. Estimación del coste total de la planta
- WGS
- Rectisol
El coste directo estimado de esta sección es de 149 $/kW [48], lo que resulta en un
coste total de 39,041 millones de $.
- Licuefación de CO2
Para la licuefacción del CO2 distinguimos entre el coste de llevar el CO2 hasta las
condiciones de transporte (150 bar, 30 ºC) y el transporte en sí mismo. El coste de la
primera operación está íntimamente ligada a la potencia consumida en la etapa de
compresión, utilizando la siguiente correlación para su cálculo [47]:
DCO = 1121*kWO-COMP
289
Respecto al transporte, se asume un coste de 5$/tonelada de CO2, por lo que se calculan
las toneladas anuales que produce la planta a través de la corriente O-CO2.
Preparación y alimentación de 5
combustible
ASU 5
Gasificación
Alimentación de agua 1
Ciclo combinado
WGS 2
Compresión CO2 1
Instalaciones genéricas 3
Sección Factor
Preparación y alimentación de 3
combustible
290
ASU 2
Gasificación 4,5
WGS 2
5.4.1.3. Resultados
Coste de la planta
291
DCH 5,326 4,740
292
Costes de operación variables
Coste de la electricidad
293
Emisiones CO2 (g/kWh) 742,0 75,93
294
tecnológicas en los sistemas de limpieza del gas de síntesis y sobre todo en materia de
captura y almacenamiento de CO2, así como las restricciones medioambientales
impuestas y el precio de las emisiones de CO2 están llamadas a jugar un papel
fundamental a la hora de decantarse por este tipo de instalaciones en sustitución de las
centrales térmicas de carbón actualmente en funcionamiento.
295
7. Referencias bibliográficas
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