RESUMEN DEL PROYECTO

En el presente documento se realiza, en primer lugar, un repaso a la situación energética

a nivel global, con el objetivo de justificar el posible uso de centrales térmicas para la
obtención de energía eléctrica a partir de carbón. A continuación se analizan las
propiedades de dicho combustible, estudiando cómo se estima que varíe su demanda
mundial en los próximos años así como las reservas existentes de carbón y su
producción. A través de este análisis se pone de manifiesto la necesidad de contar con
instalaciones que nos permitan generar electricidad de manera eficiente y limpia a partir
de combustibles como el carbón, ya que según las estimaciones este seguirá siendo el
combustible mayoritario a nivel mundial para generar de electricidad durante los
próximos años.

Posteriormente se procede a la descripción de la tecnología utilizada, describiendo el

esquema básico de una central de gasificación integrada en ciclo combinado (IGCC), así
como las ventajas y desventajas del uso de esta tecnología. En este tipo de centrales el
combustible es alimentado a un gasificador en el que se produce su combustión en
defecto de oxígeno, produciendo un gas de síntesis rico en monóxido de carbono e
hidrógeno. Este gas es sometido a continuación a una serie de unidades de limpieza que
permiten remover buena parte de los contaminantes antes de su combustión final en el
ciclo combinado.

Una vez presentada de forma general la tecnología IGCC, se introduce el software

utilizado para la simulación de la planta, Aspen Plus, el cual nos permite modelar los
complejos procesos que se producen a lo largo de la misma, que involucran reacciones
heterogéneas con sólidos de composición compleja o procesos de absorción/desorción,
y se comentan los aspectos generales de la simulación

La central es dividida en las siguientes secciones:

· Gasificación de carbón y enfriamiento del gas de síntesis

· Limpieza del gas

· Generación de potencia: ciclo combinado

· Unidad de separación de aire

En cada sección se exponen brevemente sus fundamentos teóricos, con el objetivo de

resaltar las principales variables que intervienen en el proceso y que serán necesarias
tener en cuenta para su simulación. Se realiza también un análisis de las distintas
tecnologías disponibles, discutiendo sus ventajas, desventajas y su aplicación, para
posteriormente, proceder a la descripción y simulación de la tecnología seleccionada.
En dichas simulaciones se muestra un esquema de las unidades y corrientes que
intervienen en el proceso y se detallan sus variables de entrada, mostrando por último
los resultados obtenidos.

En los siguientes apartados se estima la eficiencia energética de la planta y se realiza

una evaluación económica de la misma, utilizando un método basado en el cálculo del
coste a través de distintas correlaciones disponibles para cada sección que la compone.
Los datos obtenidos en la simulación son a continuación comparados con los datos
reales de la instalación IGCC en funcionamiento, con el objetivo de realizar la
validación del modelo empleado, calculando cuanto se desvían los resultados.

La central IGCC simulada es modificada, añadiendo un sistema de captura de CO2, que

permite la producción de electricidad mediante la combustión de H2, separando el CO2
para su almacenamiento. Esta modificación se realiza con tecnología actualmente
disponible en el mercado.

En el último apartado, las dos configuraciones desarrolladas son comparadas en

términos técnicos y económicos, calculando sus eficiencias y el coste final de la
producción de electricidad para cada esquema.
Índice

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. El carbón como combustible .......................... 38

3.1. Origen y tipos de carbón ....................................... 38
3.2. Uso del carbón ...................................................... 39
3.3. Composición del carbón ....................................... 40
3.3.1. Análisis próximo ...................................................................... 40
3.3.2. Análisis Elemental.................................................................... 41
3.4. Poder calorífico ..................................................... 41

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

4.3. Gasificación de carbón y enfriamiento del gas de

síntesis .......................................................................... 66
4.3.1. Fundamento teórico .................................................................. 66

4
 4.3.1.1 Etapas de la gasificación.................................................................................. 67
4.3.1.2 Aspectos termodinámicos ............................................................................... 72

4.3.2 Tecnología disponible. Tipos de gasificadores ........................ 77

4.3.2.1 Elección del tipo de gasificador....................................................................... 79
4.3.2.2 Tipos de gasificadores en lecho arrastrado .................................................... 80
4.3.2.3 Diseño de la cámara de reacción .................................................................... 83
4.3.2.4 Ventajas de la gasificación con alimentación seca ......................................... 84

4.3.3 Enfriamiento del gas de síntesis. Tecnología disponible ......... 85

4.3.4 Descripción de la isla de gasificación ...................................... 88
4.3.5 Sistemas de preparación y alimentación del combustible........ 89
4.3.5.1 Simulación del sistema de preparación y alimentación del combustible ....... 91

4.3.6. Gasificación del combustible y enfriamiento del gas de síntesis .

................................................................................................ 104
4.3.6.1. Simulación del proceso de gasificación ..................................................... 106
4.3.6.2. Simulación del enfriamiento del gas de síntesis ....................................... 127

4.4. Limpieza del gas ................................................. 130

4.4.1. Fundamento teórico y tecnología disponible ......................... 130
4.4.1.1. Absorción .................................................................................................. 131
4.4.1.2. Limpieza del gas de síntesis en caliente .................................................... 136

4.4.2. Unidades de limpieza ............................................................. 137

4.4.3. Modelado de las unidades de limpieza. Aspectos generales.. 137
4.4.4. Lavador tipo Venturi .............................................................. 139
4.4.4.1. Simulación del lavado................................................................................ 141

4.4.5. Strippers.................................................................................. 150

4.4.5.1. Simulación de los strippers ....................................................................... 153

4.4.6. Unidades de desulfuración ..................................................... 160

4.4.7. Hidrólisis del COS ................................................................. 160
4.4.7.1. Simulación del proceso ............................................................................. 161

4.4.8. MDEA .................................................................................... 164

5
 4.4.8.1. Simulación del proceso ............................................................................. 164

4.4.9. Planta Claus para la recuperación del azufre ......................... 172

4.4.9.1. Simulación del proceso ............................................................................. 175

4.5. Generación de potencia. El ciclo combinado ...... 184

4.5.1. Fundamentos termodinámicos ............................................... 185
4.5.2. Ciclo combinado. Aspectos de diseño y simulación .............. 204
4.5.3. Ciclo de gas ............................................................................ 204
4.5.3.1. Simulación del ciclo de gas ........................................................................ 209

4.5.4. Ciclo de vapor ........................................................................ 219

4.5.4.1. Principales variables de diseño en el ciclo de vapor ................................ 221
4.5.4.2. Simulación del ciclo de vapor .................................................................... 229

4.6. Unidad de separación de aire .............................. 243

4.6.1. Simulación de la unidad de separación de aire ...................... 246
4.7. Eficiencia energética de la planta ........................ 248
4.7.1. Combustible ........................................................................... 248
4.7.2. Gas de síntesis ........................................................................ 249
4.7.3. Energía disponible, potencia generada y potencia consumida.....
................................................................................................ 249
4.7.4. Cálculo de las eficiencias ....................................................... 251
4.7.5. Resultados .............................................................................. 252
4.8. Evaluación económica ........................................ 253
4.8.1. Estimación del coste total de la planta ................................... 254
4.8.2. Estimación de los costes de operación ................................... 260
4.8.3. Coste de la electricidad .......................................................... 264
4.8.4. Resultados .............................................................................. 265
4.9. Comparación de los resultados obtenidos con la
planta real. Validación del modelo. ............................ 267

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

5.2.2. Proceso Rectisol ..................................................................... 274

5.2.2.1. Simulación del proceso ............................................................................. 274

5.2.3. Licuefación del CO2 ............................................................... 281

5.2.3.1. Unidades del proceso ................................................................................ 282
5.2.3.2. Resultados ................................................................................................. 283

5.2.4. Ciclo combinado .................................................................... 283

5.2.4.1. Ciclo de gas ................................................................................................ 283
5.2.4.2. Ciclo de vapor ............................................................................................ 284

5.3. Eficiencia energética de la planta ........................................... 286

5.3.1.1. Resultados ................................................................................................. 288

5.4. Evaluación económica ........................................................... 288

5.4.1.1. Estimación del coste total de la planta ..................................................... 289
5.4.1.2. Estimación de los costes de operación ..................................................... 290
5.4.1.3. Resultados ................................................................................................. 291

6. Comparación entre las distintas

configuraciones ...................................................293
7. Referencias bibliográficas .............................296

7
Lista de figuras

Figura 1 Demanda de energía primaria según escenario [1] ....................................................... 16

Figura 2 Precio del crudo según escenario [1] ............................................................................ 17
Figura 3 Relación precio carbón/crudo [1] ................................................................................. 18
Figura 4 Demanda de energía primaria mundial por fuente de energía [1] ................................ 20
Figura 5 Influencia de China e India en el incremento de demanda de energía primaria [1] ..... 21
Figura 6 Demanda de energía primaria en países no pertenecientes a la OECD [1]................... 22
Figura 7 Emisiones de CO2 [1]................................................................................................... 24
Figura 8 Demanda de energía eléctrica [1] ................................................................................. 26
Figura 9 Generación de energía eléctrica por combustible y región [1] ..................................... 28
Figura 10 Generación de energía eléctrica a partir de carbón por región [1] ............................. 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] ................ 31
Figura 13 Porcentaje de energía eléctrica generada por renovables [1] ...................................... 32
Figura 14 Disminuciones y aumentos en la capacidad de generación de electricidad [1] .......... 33
Figura 15 Emisiones de CO2 producidas por combustibles fósiles [1] ...................................... 34
Figura 16 Evolución de la intensidad energética media [1] ........................................................ 35
Figura 17 Ahorro en energía primeria debido a aumentos de eficiencia [1] ............................... 36
Figura 18 Porcentaje de la demanda de carbón por regiones [1] ................................................ 49
Figura 19 Reservas de carbón por región [1] .............................................................................. 50
Figura 20 Países importadores de carbón [1] .............................................................................. 53
Figura 21 Esquema básico IGCC ................................................................................................ 54
Figura 22 Distintos productos obtenibles por gasificación [6].................................................... 56
Figura 23 Esquema de la planta IGCC simulada [6] ................................................................... 59
Figura 24 Estructura molecular del carbón [8]............................................................................ 68
Figura 25 Etapas de la pirolisis [9] ............................................................................................. 69
Figura 26 Proceso de gasificación [9] ......................................................................................... 71
Figura 27 Energía libre versus avance de reacción ..................................................................... 73
Figura 28 Variación de la composición del gas de síntesis con la presión [9] ............................ 75
Figura 29 Variación de la composición del gas de síntesis con la temperatura [9]..................... 76
Figura 30 Gasificador de lecho fijo [9] ....................................................................................... 77
Figura 31 Gasificador de lecho fluidizado [9] ............................................................................ 78
Figura 32 Gasificador lecho arrastrado alimentación húmeda [6] .............................................. 81
Figura 33 Perfil de temperatura gasificador lecho arrastrado alimentación húmeda [8] ............ 82
Figura 34 Perfil de temperatura gasificador lecho arrastrado alimentación seca [8] .................. 83
Figura 35 Diseño de la pared del gasificador [9] ........................................................................ 84
Figura 36 Enfriamiento radiante ................................................................................................. 86
Figura 37 Enfriamiento con agua ................................................................................................ 87
Figura 38 Enfriamiento por recirculación de gas [6] .................................................................. 88
Figura 39 Presurización del Lock Hopper .................................................................................. 90
Figura 40 Alimentación continua del combustible [6] ................................................................ 90

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

En las próximas décadas, la población y la economía mundial continuarán creciendo,

con China e India como exponentes máximos de crecimiento. Esto se traduce en una
mayor demanda energética, y por lo tanto, pese a las medidas tomadas para mejorar la
eficiencia, en un mayor consumo de recursos. La limitación de recursos disponibles,
unida a la problemática de las emisiones nocivas para el medio ambiente, que están
provocando cambios a escala global, hacen necesario no solo el suministro de la energía
para satisfacer las necesidades de la población, sino también que esta se obtenga de
forma que produzca el menor impacto posible sobre el planeta. Para ello debemos, por
un lado, mejorar la eficiencia de nuestros procesos de obtención y uso de la energía, y
por otro lado, utilizar fuentes de energía respetuosas con el medio ambiente.

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.

El correcto uso de los combustibles fósiles se antoja pues indispensable de cara a

disminuir en todo lo posible el fuerte impacto que sus emisiones tienen sobre el medio,
hasta que estos queden definitivamente reemplazados por otras fuentes. Una de las
técnicas en desarrollo para conseguir tal objetivo, es la Gasificación Integrada en Ciclo
Combinado (IGCC, por sus siglas en inglés).

Una Central de Gasificación integrada en Ciclo Combinado (Integrated Gasification

Combined Cycle, IGCC) es aquella que combina un sistema de gasificación con un
ciclo combinado, que está constituido por una o varias turbinas de gas, una o varias
turbinas de vapor, y una unidad de recuperación de calor con generación de vapor. El
gas de síntesis generado en el proceso de gasificación está compuesto mayoritariamente
de hidrógeno y dióxido de carbono y una vez producido es enviado a las unidades de
purificación, que acondicionan el gas antes de su posterior combustión, disminuyendo
las emisiones de NOx y SO2. Las IGCC se muestran pues como una tecnología más
eficiente y menos contaminante para la obtención de energía a partir del carbón.

En el presente documento, una central IGCC perteneciente a la empresa ELCOGAS es

simulada mediante Aspen Plus, realizando una validación con los datos reales de la
planta para comprobar la validez de los modelos empleados. Posteriormente esta central
es modificada, añadiendo un sistema de captura de CO2, que permite la producción de

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.

2. Panorama energético a medio plazo

A continuación realizaremos un estudio más detallado de cómo evolucionará la

obtención y el uso de la energía a lo largo de las dos próximas décadas, para lo cual
recurriremos principalmente a los datos contenidos en el “World Energy Outlook 2012”
[1]. En este documento se analizan aspectos como la evolución de la demanda, el
consumo energético y el uso de los diferentes tipos de combustibles disponibles,
realizando modelos de predicción hasta el año 2035 en base a tres escenarios posibles:

 New Policies Scenario: tiene en cuenta las políticas existentes en materia de

energía y asume que las políticas ya anunciadas se ponen en funcionamiento.
Estas nuevas políticas están encaminadas a la utilización de energías renovables,
eficiencia energética, reducción de emisiones de gases que causan el efecto
invernadero, etc.

 Current Policies Scenario: en este escenario no se implementan las políticas

anunciadas en materia energética.

 450 Scenario: engloba políticas enfocadas a limitar el incremento de

temperatura global a 2º C.

2.1. Tendencias fundamentales

A pesar de la dificultad de prever un modelo energético a medio-largo plazo debido al

gran número de variables que intervienen en el proceso, existen varias tendencias
fundamentales que se mantienen a través de todos los escenarios contemplados:

- Crecimiento de la población y la economía: Se prevé un crecimiento de la

economía global del 140%, aumentando la población mundial en 1700 millones
de personas, lo cual se traduce en una mayor demanda energética. La cantidad
de energía primaria necesaria se incrementaría un 35% entre 2010 y 2035, a
pesar de las medidas tomadas para aumentar la eficiencia y el ahorro energético.

15
 Figura 1 Demanda de energía primaria según escenario [1]

- Economías emergentes: Los países no pertenecientes a la OECD, que pasaron

de un 36% de la demanda total de energía primaria en 1973 al 55% en 2010,
siguen manteniendo una velocidad de crecimiento elevada, debido al aumento
de su población y su actividad económica, presentando un mayor grado de
urbanización e industrialización.

- Combustibles fósiles: Los combustibles fósiles, que representaron el 81% del

total de fuentes de energía primaria utilizadas en 2010 , continúan siendo la
fuente dominante en 2035, si bien es cierto que la utilización de otras fuentes
energéticas primarias como las energías renovables crece a un ritmo más
elevado.

- Suministro de energía: El acceso a la energía por parte de los países menos

desarrollado continúa siendo un objetivo lejano. Actualmente 1300 millones de
personas no tienen acceso a la electricidad (alrededor del 20% de la población
mundial), estando concentrados en zonas del África subsahariana y partes menos
desarrolladas de Asia.

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 panorama energético depende de numerosas variables, tales como: políticas

energéticas, economía, población, precio de la energía, precio de las emisiones de CO2,
tecnología, etc. Ya hemos comentado algunos aspectos sobre el crecimiento de la
población y la economía, por lo que vamos a centrarnos a continuación en el precio de
la energía y de las emisiones, así como en la influencia de la tecnología:

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:

Figura 2 Precio del crudo según escenario [1]

- 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:

Figura 3 Relación precio carbón/crudo [1]

Esta diferencia de precios tiende a disminuir a medio plazo, manteniéndose

los precios bajos en Norteamérica gracias a su abundancia de recursos
explotables a coste relativamente bajo, aunque con tendencia a aumentar
debido al aumento de la demanda. Este aumento será más notorio que en las
otras dos regiones, como se observa en el gráfico.

- 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.

La estimación de precios del carbón a medio plazo está fuertemente

condicionada por la demanda del mismo, jugando un papel clave la
competencia entre el gas natural y el carbón en el sector de la energía. El
crecimiento de los precios del carbón parece ser suave y menor que en los
casos del crudo o el gas natural, ya que sus costes de producción parecen
crecer en menor porcentaje que en el caso de las otras dos fuentes de energía

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.

La tecnología tiene también un papel fundamental en la mejora del coste de la

producción y del uso de las fuentes de energía actualmente explotadas. Además, el
desarrollo de tecnologías de captura del CO2, energía solar y uso de biocombustibles
avanzados pueden tener un papel importante en el panorama energético a medio plazo,
así como la utilización de vehículos eléctricos.

2.3. Demanda de energía primaria

Se estima que la demanda de energía primaria crezca alrededor de un 35% entre 2010 y
2035, aumentando de las 13 000 millones de toneladas equivalentes de petróleo a las
17000 tep. Este crecimiento desacelera desde un 1,6% por año en el periodo entre 2010-
2020 hasta un 1% por año entre 2020-2035.

Tabla 1 Demanda de energía primaria mundial por fuente de energía [1]

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.

Figura 4 Demanda de energía primaria mundial por fuente de energía [1]

China realiza la mayor contribución (33%) a este aumento en el uso de la energía a

nivel global, creciendo su demanda hasta un 60% entre 2010 y 2035. Este hecho
provoca un aumento en la demanda de prácticamente todas las fuentes de energía
primaria: crudo (54%), carbón (49%), gas natural (27%), energía nuclear (57%) y
renovables (14%). A China le sigue la India como mayor contribuidor al aumento de la
demanda energética global, superando a Rusia como tercer mayor consumidor mundial.
A pesar de las dificultades para la apertura de nuevas minas de carbón, este continúa
siendo la fuente de energía primaria dominante en este pais, con un 43% del 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 crecimiento de la demanda energética permanece fuerte en Oriente Medio, empujado

por el crecimiento de la población y su desarrollo económico. Las ayudas al uso de
combustibles fósiles provocan que estos tengan un elevado protagonismo.

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]

La demanda en los países pertenecientes a la OECD es solo un 3% mayor en 2035 que

en 2010, aunque con un cambio apreciable en los tipos de fuentes de energía utilizados.
El uso de los combustibles fósiles cae de un 81% a un 70% entre 2010 y 2035,
produciéndose el mayor cambio en las energías renovables, las cuales pasan a
proporcionar un tercio de la energía generada en 2035. A continuación estudiaremos
con más detalle algunos de los cambios que se irán produciendo en los distintos países
que componen la OECD:

En E.E.U.U. la demanda de energía primaria baja ligeramente en 2035, reduciéndose el

consumo de crudo debido al uso de biocombustibles en el sector servicios; el uso de
carbón cae un 17%, debido a las leyes de calidad de aire y control de emisiones, y a la
posibilidad de utilizar gas de forma económica. Por su parte, el uso de gas natural se
incrementa apenas un 0,5 %, mientras el uso de energías renovables aumentan de un 9,5
a un 15%.

En la Unión europea, la demanda de energía primaria cae ligeramente en 2035,

produciéndose cambios acusados en las fuentes de energía utilizadas. La demanda de
carbón se reduce aproximadamente a la mitad, debido al precio de las emisiones de CO2
y a las ayudas existentes para el uso de energías renovables. La demanda de crudo
también cae, gracias a mejoras en la eficiencia y al uso de biocombustibles. Por otra
parte, la demanda de gas natural se ve incrementada hasta un 15% más que en 2010,
sobre todo en el sector energético. Por último, la energía nuclear, al igual que en otros
países, cae un 6%, mientras el uso de las renovables en el sector energético crece desde
un 21% en 2010 hasta un 43% del total generado en 2035, generando el viento el doble
de electricidad que el carbón en 2035.

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

En la siguiente tabla se muestran las reservas de distintos tipos de combustibles fósiles,

clasificadas en aquellas reservas conocidas y económicamente rentables de explotar
“proven reserves” y en aquellas otras que se sospecha que existen o que existen a
ciencia cierta pero cuya explotación no es del todo rentable (recoverable resources).

Tabla 2 Reservas de combustibles fósiles [1]

El carbón en particular es extremadamente abundante , existiendo reservas para los

próximos 132 años a los niveles de producción de 2011, mientras las reservas probadas
de gas natural son también suficientes para cumplir con la demanda proyectada, estando
concentradas en tan solo tres países (Rusia, Irán y Qatar). Las reservas de crudo, por su
parte, son más escasas, siendo capaces de abastecer la demanda durante 55 años al ritmo
de producción de 2011; el 71% de estas reservas se encuentran en los países de la OPEC
(Organization of the Petroleum Exporting Countries). Con el desarrollo de la
tecnología, y dependiendo de las condiciones del mercado, algunas de las reservas
catalogadas como “recoverable resources” podrían pasar a ser “proven reserves”,
aunque es indudable que el coste de extraer estos combustibles será mayor que en el
pasado, debido al agotamiento de los yacimientos existentes.

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.

Figura 7 Emisiones de CO2 [1]

2.6. El sector eléctrico

Una vez analizada la demanda de energía primaria, haciendo hincapié en los tipos de
combustibles utilizados de manera global y en las distintas regiones, vamos a
centrarnos en el sector eléctrico, estudiando su evolución hasta 2035 tomando de nuevo
como referencia el modelo de predicción utilizado en el “New Policies Scenario”.

2.6.1. Demanda de electricidad

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.

La mayor parte de este aumento en el uso de la electricidad se producirá en países no

pertenecientes a la OECD, poseyendo China un porcentaje del 38% del crecimiento de
la demanda, mientras India supone un 13%. A pesar de estas cifras, el crecimiento en
China se ve ralentizado desde el 11,1 % experimentado entre 2005 y 2010, año en el
que supera a Estados Unidos como máximo consumidor eléctrico, hasta un 6% entre
2010-2020, disminuyendo aun más desde este año hasta 2035, con un 2% de
incremento. India es el país que experimenta un crecimiento mayor en la demanda
eléctrica, a un ritmo de un 5,2% por año, debido al crecimiento de su población y su
economía.

La demanda de electricidad per cápita se incrementa hasta ¾ respecto a 2010 en los

países no pertenecientes a la OECD, llegando a los 2800 kwh en 2035, aunque esta
permanece mucho más alta en países de la OECD, a pesar de que su crecimiento es
mucho más lento, situándose en los 8700 kwh en 2035. África sub-sahariana continua
con un consumo bajo de unos 500 kwh per cápita en 2035, año en el cual un 12% de la
población seguirá sin acceso a la electricidad, frente al 19% de 2010.

Entre los distintos sectores consumidores de electricidad, la industria se mantiene en

primer lugar, creciendo su demanda un 2,3% anual y contando con más de 2/5 de la
demanda de electricidad total en 2035. La demanda residencial también crece a ritmo
similar mientras el sector servicios lo hace algo más lento, un 1,9% anual. El sector que
más crece es el del transporte, llegando al 3,5% anual debido al desarrollo de vehículos
eléctricos; aun así este sector continúa suponiendo tan solo el 2,1% de la demanda total.

En el siguiente gráfico podemos observar el consumo adicional de electricidad para

cada sector en 2035 respecto al año 2010:

25
 Figura 8 Demanda de energía eléctrica [1]

2.6.2. Suministro de electricidad

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]

Anteriormente comentamos que la generación de electricidad se incrementará un 70%

en 2035 respecto a niveles de 2010, manteniéndose los combustibles fósiles como
fuente de energía más utilizada. Todo ello a pesar de una apreciable disminución del
porcentaje de carbón utilizado en la producción total, que aun así continúa siendo la
principal fuente de generación eléctrica. Se incrementan durante este periodo el uso del
gas natural y las renovables, resultando en una disminución en la intensidad de
generación de CO2.

El porcentaje de las distintas fuentes de energía utilizadas para generación eléctrica

varía sensiblemente entre países de la OECD y los países no pertenecientes, aunque
ambos muestran tendencias similares hacia la utilización de fuentes alternativas a los
combustibles fósiles, tal como se muestra en la siguiente gráfica:

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.

Vamos a ver a continuación con mayor detalle la evolución de cada fuente de

generación eléctrica en el periodo de estudio:

- Combustibles fósiles: La generación de electricidad basada en el carbón se

incrementará de 8687 TWh en 2010 hasta alrededor de 11900 TWh en 2035,
aunque su porcentaje en la generación total caerá desde el 41 al 33%. La mayor
parte de este aumento en los TWh generados se producirá en países no
pertenecientes a la OECS, con China como líder, con un 46% de la electricidad
global generada por carbón en 2035. En los países de la OECD, por su parte, se
ve disminuido el uso del carbón debido en parte al desarrollo de las energías
renovables y la competencia con el gas, así como al aumento del precio de las
emisiones de CO2 y las restricciones impuestas por las políticas
medioambientales.

28
 Figura 10 Generación de energía eléctrica a partir de carbón por región [1]

La eficiencia térmica media de las plantas de carbón existentes se incrementará

del 39 % en 2010 hasta el 42 % en 2035, siendo retiradas las viejas plantas
basadas en tecnología subcrítica y construidas nuevas centrales más avanzadas
como las ultra-supercríticas y las IGCC. El porcentaje de plantas con tecnología
avanzada se situará en torno al 20% en 2035, frente al mínimo porcentaje
existente en la actualidad. También aumentarán las plantas basadas en
tecnologías de captura y almacenamiento de carbono, actualmente en desarrollo
y demostración, estimando una generación de unos 440 TWh. Las plantas de
carbón de ciclo combinado y gas, por su parteposeen gran flexibilidad y son
idóneas para operar integradas con plantas solares o eólicas, debido a la
naturaleza variable de estas fuentes de energía.

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]

Respecto al crudo, su uso para generación de electricidad continuará

disminuyendo, siendo su porcentaje en la generación global un 1,5% en 2035,
frente al 5% que existía en 2010. El precio del crudo junto a la desaparición de
subsidios y la competencia con otros combustibles hacen que esta opción sea
poco atractiva, cayendo su uso en todas las regiones. Esta caída será menos
pronunciada en Oriente Medio donde los subsidios persisten y la demanda
eléctrica crece fuertemente, contando con aproximadamente el 50% de la
electricidad global generada a través de crudo.

- Energía nuclear: Como hemos comentado anteriormente, el accidente de

Fukushima supuso un punto de reflexión sobre el uso de la energía nuclear a
nivel global, lo que hace que la predicción a medio plazo de su uso se antoje
incierta. Por ejemplo, tras este hecho, Alemania puso en marcha un plan para
retirar sus centrales antes del tiempo estimado inicialmente, mientras que Suiza
no construirá nuevos reactores ni reemplazará los existentes. Japón, el país
afectado por el accidente, se ha fijado el objetivo de disminuir su dependencia de
esta fuente energética, no construyendo nuevas plantas más allá de 2035 y
reduciendo también el tiempo de vida de sus reactores.

En Estados Unidos, la producción basada en energía nuclear crecerá

lentamente, fruto de la competencia del gas, incrementando su capacidad hasta
los 120 GW en 2035, mientras Europa sufre una disminución desde los 129 GW
actuales hasta los 120 GW en 2035. En China se espera que se levanten algunas
prohibiciones sobre el uso de la energía nuclear impuestas a partir de
Fukushima, continuando con su programa según lo proyectado inicialmente.

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%.

- Renovables: La generación de electricidad a partir de energías renovables casi

se triplica durante el periodo de estudio, elevando su porcentaje en generación
global desde el 20% en 2010 hasta el 31% en 2035 y representando el 47% del
crecimiento total. La energía hidroeléctrica se mantiene como la fuente de
energía principal, mientras la eólica es la que experimenta un mayor
crecimiento.

En la Unión Europea el porcentaje de electricidad generada por renovables

alcanza el 43% en 2035, mientras que en los Estados Unidos su producción se ve
duplicada en dicho periodo, aunque aún por debajo de China e India.

31
 Figura 13 Porcentaje de energía eléctrica generada por renovables [1]

2.6.3. Reemplazamiento y construcción de nuevas

plantas de generación

La creciente demanda hace necesaria la construcción de nuevas plantas de generación

eléctrica, así como la sustitución de aquellas plantas cuyo tiempo de vida finaliza
durante el periodo de estudio. La capacidad global instalada en este periodo se
incrementará desde los 5429 GW en 2011 hasta alrededor de los 9340 GW en 2035,
siendo de nueva construcción 5890 GW, mientras 1980 GW son retirados, lo que
supone que alrededor de 1/3 de la nueva capacidad de generación se utiliza para
sustituir plantas retiradas del servicio. La mayoría de estos 1980 GW retirados
corresponden a países de la OECD, donde la edad media de las plantas es mayor, siendo
las plantas de carbón y nuclear las de mayor tiempo de vida (40-50 años), seguidas de
las de gas (40 años), y las turbinas eólicas (sobre 20 años).

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]

Aproximadamente la mitad de la nueva capacidad instalada en energía eólica

corresponde a países de la OECD, donde el parque eólico también comienza a
renovarse, mientras los países no pertenecientes a la OECD, donde el crecimiento se
produce mucho más rápido, ostentan la mayor parte de las nuevas instalaciones basadas
en gas y carbón. El incremento en energía solar fotovoltaica (PV) es casi tan grande
como la energía hidráulica y duplica al incremento de la energía nuclear, sin embargo,
la energía generada por la energía solar es menor, reflejando la menor capacidad de
estas instalaciones debido a su naturaleza variable.

2.6.4. Emisiones de CO2

El empleo de tecnologías con bajas emisiones de carbono y la mejora de la eficiencia

térmica de las centrales basadas en combustibles fósiles ayudará a disminuir las
emisiones de CO2 correspondientes al sector eléctrico. Se estima que estas emisiones
crezcan lentamente desde los 12,5 Gigatoneladas en 2010 a las 15,0 Gt en 2035, un
aumento del 20% comparado con el 70% de crecimiento en la generación tanto de
electricidad como de calor.

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]

La mayor eficiencia de la tecnología empleada conlleva una disminución en la

intensidad media de CO2 (cantidad de emisiones respecto a cantidad de energía
producida), bajando de unos 530 g/kwh en 2010 hasta los 375 g/kwh en 2035.

2.7. Eficiencia energética

En los últimos años los mayores consumidores de energía han puesto en marcha una
serie de políticas con el objetivo de mejorar la eficiencia y conseguir una disminución
de la intensidad energética. La intensidad energética global, definida como la energía
utilizada para producir una unidad de producto interior bruto, ha caído en las últimas
décadas como resultado de las mejoras en la eficiencia y la transición hacia un menor
uso de industrias con una alta intensidad energética. Este decrecimiento se ha visto
ralentizado desde el 1,2% por año entre 1980-2000 hasta un 0,5% anual entre 2000-
2010.

34
 Figura 16 Evolución de la intensidad energética media [1]

Este hecho es debido principalmente al desarrollo de algunos países asiáticos, con

intensidades de energía relativamente altas debido al uso de industrias con alta
intensidad energética y el uso de plantas antiguas de carbón de baja eficiencia.
Las mejoras en la eficiencia cuentan con el 70% del porcentaje total de la reducción
estimada de la demanda en 2035. La demanda de energía se incrementará un 35% en el
periodo entre 2010-2035, pero sin estas medidas se incrementaría hasta un 43%. Como
resultado de estas mejoras, la intensidad energética global se reducirá un 1,9% anual
entre 2011-2035, un aumento significativo sobre el valor de la pasada década,
correspondiendo 2/3 de esta disminución a los sectores usuarios de la energía (edificios,
transportes e industrias). El 44% de la energía final ahorrada corresponde al sector
industrial, seguido del sector transporte, donde varios países han puesto en marcha
alternativas para la utilización de combustibles alternativos, con el objetivo de reducir
su dependencia del crudo o la contaminación ambiental.

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]

2.7.1. El camino hacia la eficiencia

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.

El “Efficient World Scenario” aborda el uso de equipos y procesos más eficientes en el

sector industrial, mejoras en edificios, uso de vehículos más eficientes y mejoras en la
eficiencia de la generación de electricidad y su red de distribución. En este escenario se
reduce el uso de combustibles fósiles, consiguiendo reducir las emisiones en 6,5 Gt en
2035, respecto al “New Policies Scenario”.

A continuación nos centraremos en algunas de las medidas propuestas en el “Efficient

World Scenario” en el sector de generación eléctrica, ya que es nuestro sector de
estudio. Estas medidas incluyen la rápida introducción de plantas de generación más
eficientes y la retirada de las plantas que no lo son, el uso de nuevos transformadores

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.

En este escenario se desarrollan una serie de medidas para mejorar la eficiencia de la

generación y el suministro eléctrico, a través de una serie de políticas dirigidas sobre
todo a conseguir un uso más eficiente de los combustibles fósiles así como un mejor
suministro de la electricidad generada. Estas son algunas de las medidas adoptadas en
estos ámbitos:

- Establecimiento de una eficiencia mínima para nuevas plantas térmicas de

generación, prohibiendo la construcción de plantas subcríticas de carbón, y
reemplazando las existentes con plantas más eficientes como las supercríticas o
las plantas de gasificación integradas con ciclo combinado (IGCC).

- Establecimiento de una eficiencia mínima para nuevas plantas de gas y crudo,

uso de plantas de turbina de gas de ciclo combinado.

- Desarrollo de plantas de generación combinada de calor y electricidad, en lugar

de las que solo generan calor.

- Introducción de medidas reguladoras para las emisiones de las actuales plantas

de carbón, gas natural y crudo, con el objetivo de acortar el tiempo de vida de las
plantas más contaminantes, sustituyéndolas por otras más eficientes.

- Desarrollo de redes inteligentes para la reducción de las pérdidas por transporte,

así como una mayor integración con la electricidad generada por vías
renovables. Uso de transformadores eficientes.

Comparado con el “New Policies Scenario” la mejora en la eficiencia media de la

generación de electricidad basada en combustibles fósiles en 2035 es un 3,6 % mayor en
países de la OECD y alrededor de un 2% mayor en países no pertenecientes a la OECD.

37
3. El carbón como combustible

Después de analizar la evolución prevista del panorama energético de manera general y

enfocada al sector eléctrico, nos centraremos a continuación en el carbón, combustible
utilizado en las IGCC para la obtención de energía. Estudiaremos de manera más
detallada aspectos sobre sus tipos, sus propiedades, su demanda a medio plazo, su
mercado, etc.

3.1. Origen y tipos de carbón

La formación de carbón se inició durante el periodo carbonífero, conocido como la
primera era del carbón, que comprende desde hace 360 millones de años a hace 290
millones de años. Durante este periodo grandes extensiones del planeta estaban
cubiertas por vegetación, que crecían en los pantanos y al morir quedaban sumergidas,
comenzando su descomposición. Mediante este proceso, la materia vegetal perdía
átomos de oxígeno e hidrógeno, quedando un depósito con un alto porcentaje en
carbono. Este material orgánico de color pardo oscuro se denomina turba, y constituye
la primera etapa del proceso por el cual la vegetación se convierte en carbón. Con el
paso del tiempo, la arena y el lodo se acumulan sobre la turba, y la presión ejercida por
estas capas superiores, unido a los movimientos de la corteza terrestre y el calor
volcánico, comprimen y endurecen los depósitos hasta formar carbón.

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:

- Turba: Primera etapa en la formación del carbón, con bajo contenido en

carbono y alto índice de humedad.
- Lignito: Es de origen reciente, encontrándose en los estratos del cretácico y del
terciario. Su color es negro pardo y presenta una estructura fibrosa. Presenta una
capacidad calorífica inferior a la del carbón común debido a su gran contenido en agua
y bajo contenido en carbono; su contenido en volátiles es alto.
- Hulla: Contiene entre el 75% y el 85% de carbono, siendo duro, negro y opaco.
Se forma al comprimirse las capas de lignito y es el tipo de carbón más abundante.
Posee alto poder calorífico, por lo que es usado en las centrales térmicas para la
producción de electricidad. También es utilizado para la producción del coque utilizado
en los altos hornos.

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.

3.2. Uso del carbón

El carbón y los minerales de hierro fueron los materiales básicos en el inicio de la
Revolución Industrial. En 1767 James Watt construye la máquina de vapor, y el
desarrollo de la industria y el ferrocarril provocan el aumento de la demanda del acero.
Este se obtenía reduciendo el mineral de hierro (Fe2O3) con carbón de madera, y más
tarde con carbón mineral para evitar la pérdida de los bosques. Este proceso no era
satisfactorio, ya que era preciso eliminar las materias volátiles y dar rigidez al producto,
lo cual se solucionó a partir de la obtención del coque. Este se obtiene por
pirogenización, calentando el carbón en recipiente cerrado hasta unos 100 ºC,
condiciones en que la hulla se descompone en gases y líquidos que escapan debido a su
volatilidad, quedando un sólido carbonoso apto para la función siderúrgica. Los
volátiles obtenidos se usaban a su vez para el alumbrado o la fabricación de productos
químicos.

La gasificación del carbón, donde la materia carbonosa se convierte en monóxido de

carbono, permitió la preparación de gas de síntesis, utilizado para obtener amoniaco y
productos nitrados, así como metanol y toda una gama de productos carboxilados.
Con el desarrollo de la energía eléctrica a comienzos del siglo XIX el uso del carbón fue
inclinándose hacia la generación de electricidad, apareciendo la primera central eléctrica
de carbón en 1882.

Actualmente el uso de carbón se centra casi exclusivamente en la industria siderúrgica y

la generación de energía eléctrica en centrales térmicas, aunque su uso se encuentra
cada vez más restringido debido a razones medioambientales.

39
 3.3. Composición del carbón

En el caso del carbón, la composición es conocida a través de los llamados “análisis

próximo” y “análisis elemental”, que permiten estimar importantes propiedades físicas
como el poder calorífico del combustible.

3.3.1. Análisis próximo

Consiste en la determinación del porcentaje en peso de humedad, cenizas, materia

volátil y carbono fijo contenidos en el carbón.

- Contenido en humedad: Se determina generalmente por porcentaje de pérdida

de peso al calentar una muestra en estufa a 105 ºC, siendo el rango típico de
humedad del 0.5 al 10%. Los carbones con mayores contenidos en humedad
tienen mayores costes de transporte y presentan una mayor dificultad en las
operaciones de molienda y trituración , siendo a menudo necesaria una
operación de secado previa para la disminución de dicho contenido. Por otra
parte, parte del calor disponible es utilizado en calentar y evaporar el agua que
contiene el combustible, por lo que aumentan las pérdidas energéticas.

- Cenizas: Los carbones contienen una fracción no combustible constituida por

minerales como cuarzo, arcillas, óxidos de hierro, sulfatos o carbonatos,
procedentes de los estratos de roca que quedaron englobados con el carbón
durante su consolidación. Estos componentes no volátiles están presentes en
cantidades variables que pueden alcanzar hasta el 45-50% en peso según los
tipos de carbón. Durante la combustión, estos minerales se transforman por
efecto de la temperatura dando origen a las cenizas del carbón, cuya
composición es aproximadamente la siguiente:

SiO2 30 - 55 % MgO 1–4%

Al2O3 15 - 35 % K2O+Na2O 1–4%

Fe2O3 2 – 20 % SO3 1–3%

CaO 2 – 15 % TiO2 0.5 – 2 %

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.

- Materia Volátil: Durante la fase inicial del proceso de combustión o

gasificación, se desprenden del carbón sustancias volátiles tales como hidrógeno,
óxidos de carbono, metano y otros hidrocarburos de bajo peso molecular, así
como nitrógeno . El contenido en volátiles proporciona información sobre su
reactividad y facilidad de ignición, y está relacionado con la estabilidad de la
llama. Carbones con bajo contenido en volátiles arden muy lentamente, siendo
crítica la estabilidad de la llama, mientras que carbones con muy alto contenido
en volátiles pueden presentar problemas de seguridad en las operaciones de
molienda debido a la aparición de igniciones espontáneas. El rango típico de
material volátil se encuentra entre un 20 y un 35 %.

- Contenido en Carbono Fijo: Es el combustible sólido que queda al destilarse

la materia volátil y nos da una estimación de la cantidad de coque que puede
producirse, así como un valor estimado del poder calorífico del combustible.

3.3.2. Análisis Elemental

Los elementos analizados son el carbono, hidrógeno, nitrógeno, azufre y oxígeno.

Adicionalmente se consideran los datos de humedad y contenido en cenizas del análisis
inmediato con objeto de expresar los resultados en tanto por ciento en peso en peso.
Este análisis es necesario para los balances de materia y energía de la gasificación, así
como para realizar una aproximación del poder calorífico del carbón.

3.4. Poder calorífico

Podemos encontrar cuatro tipos de poderes caloríficos distintos:

 Poder calorífico superior: 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 existente en
estado líquido.

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.

En la práctica industrial, el vapor de agua no se condensa ya que la temperatura de

evacuación de gases a la chimenea es normalmente mayor que la correspondiente de
condensación, por lo que el calor que se utiliza usualmente es el poder calorífico
inferior. Por otra parte, en el caso de los combustibles sólidos, la muestra puede ser
desecada o tener una determinada proporción de humedad. En el primer caso decimos
que el combustible está en base seca y en el segundo en base húmeda. Por lo tanto,
podemos encontrar poderes caloríficos superiores en base seca o húmeda, y poderes
caloríficos inferiores en base seca o húmeda.

3.4.1. Determinación del poder calorífico

Existen dos procedimientos para la determinación del poder calorífico de los

combustibles, el método analítico y el método práctico.

El método analítico se basa en el principio de conservación de la energía y expresa que

el poder calorífico de un combustible es igual a la suma de los poderes caloríficos de los
elementos que lo forman, multiplicados por la fracción en la que se encuentran
presentes en el combustible, descontando de la cantidad de hidrógeno total la que se
encuentra ya combinada con el oxígeno del propio combustible. Por lo tanto para
calcular el poder calorífico utilizando este método es necesario realizar previamente el
análisis elemental del combustible.

- Poder calorífico del carbono: Si el carbono se combina con suficiente

cantidad de oxígeno, se produce la combustión completa formando anhídrido
carbónico con desprendimiento de calor, según la siguiente reacción química:

C + O2  CO2 + 8140 kcal/kg C

Si el oxígeno disponible no fuese suficiente para una combustión completa, el

carbono se oxida formando monóxido de carbono, liberando menos calor que en
el proceso de combustión completa:

42
 C + 0.5O2 CO + 2440 kcal/kg C

- Poder calorífico del hidrógeno: Poder calorífico superior: El hidrógeno se

combina con el oxígeno de forma total, produciendo agua y calor.

H2 + 0.5 O2  H2O + 34400 kcal/kg H2

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.

- Poder calorífico del azufre: Aunque el azufre es un contaminante cuya

combustión produce compuestos indeseables, esta reacción también tiene un
aporte al poder calorífico del combustible.

S + O2  SO2 + 2220 kcal/kg azufre

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:

PCS en base húmeda Kcal/kg combustible

PCS)H = 8140*C + 34400*(H – O/8) + 2220*S

PCS en base seca Kcal/kg combustible

PCS)S = 8140*C’ + 34400*(H’ – O’/8) + 2220*S’

PCI en base húmeda Kcal/kg combustible

PCI)H = 8140*C + 29000*(H – O/8) + 2220*S -600*W

PCI en base seca Kcal/kg 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’ =

Por su parte, el método práctico consiste en el empleo de Calorímetros, que permiten

determinar el poder calorífico de forma directa. Para ello se quema una cierta cantidad
de sustancia y se mide la cantidad de calor producida a través de la energía térmica
ganada por un fluido conocido, normalmente agua.

Si consideramos que el proceso no intercambia calor con el medio, el calor generado

dentro de la bomba calorimétrica debe ser absorbido por los elementos que rodean a la
misma, es decir, el agua contenida en el recipiente, el agitador, el termómetro, la
bomba y el propio recipiente.

3.5. Demanda de carbón hasta 2035 (New Policies

Scenario)
Existen diversos factores clave en la estimación de la utilización del carbón a medio
plazo, tales como políticas energéticas y medioambientales, destinadas a minimizar el
impacto del uso del carbón sobre el medio, o mejoras en la eficiencia y en las
tecnologías de control de emisiones. Por otro lado, también entra en juego la
competencia con otras fuentes de energía, como las renovables y el gas, que afectará a
la demanda de carbón de manera importante.

Entre 1999-2011, como resultado de la gran demanda China, el carbón aumentó un 5%

su porcentaje en el total de la demanda de energía primaria global, incrementando su
porcentaje al 28%. La rápida expansión de las centrales térmicas de carbón en las

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:

 Uso eficiente de la energía final, que se traduce en un menor uso de

energía primaria
 Utilización y desarrollo de tecnologías que utilizan el carbón de manera
más eficiente, particularmente en el sector energético, como la
gasificación del carbón y la tecnología de captura y almacenamiento de
CO2
 Reducción del uso del carbón mediante el uso de otras fuentes de energía
menos contaminantes, como las energías renovables

Tabla 4 Demanda de carbón por región y escenario [1]

China, India y Estados Unidos se mantienen como los principales consumidores

mundiales de carbón acaparando alrededor del 70% de la demanda global, siendo los
países más influyentes en el comercio, la determinación de los precios y el control de
las emisiones de CO2 procedentes del carbón. Los valores tabulados para el “450
Scenario” nos permiten observar la distancia a la que estamos de cumplir con el

45
objetivo de limitar el incremento de la temperatura global a los 2 ºC, respecto al uso del
carbón.

3.5.1. Demanda por sectores

Actualmente el uso del carbón se centra en la generación de electricidad y la producción

de combustibles, con un 65% de la demanda en 2010 dedicada al sector energético,
mientras otro 27 % se dedica al sector industrial, sobre todo a los altos hornos utilizados
en metalurgia. Esta tendencia parece mantenerse durante los próximos años, ya que el
carbón continuará siendo la opción más barata para generar electricidad para los países
asiáticos en rápido crecimiento, así como en el sector industrial, debido a las
limitaciones técnicas existentes para encontrar un sustituto del carbón en las plantas
siderúrgicas.

Tabla 5 Demanda de carbón por sector [1]

De nuevo, surge la necesidad de desarrollar nuevas centrales de carbón más eficientes y

respetuosas con el medio ambiente, así como el desarrollo de las técnicas de captura y
almacenamiento de CO2.

3.5.2. Tendencias por regiones

Como ya hemos comentado, la mayoría de países de la OECD ven disminuido el uso

del carbón en el periodo de estudio, especialmente en Europa, donde la demanda de

46
carbón en 2035 es el 60% de lo que era en 2010, mientras su demanda aumentará
notablemente en los países asíaticos.

Tabla 6 Demanda de carbón por región [1]

Vamos a estudiar a continuación cómo evolucionará la demanda de carbón en los tres

mayores consumidores a nivel mundial:

- China: Los desarrollos en el uso del carbón, su producción o transporte que

sean llevados a cabos por China están llamados a tener un fuerte impacto en el
mercado global. El carbón ha tenido un papel principal en la obtención de
energía y electricidad durante décadas, siendo en 2010 casi el 80 % de la
electricidad generada mediante este combustible. Las abundantes y
relativamente baratas minas de carbón nacionales contribuyen de forma
importante a la economía del país, que entre 2000 y 2010 era responsable del 80
% del crecimiento de la demanda global de este combustible. Esta elevada
participación en el incremento de la demanda global está llamada a reducirse
hasta aproximadamente la mitad en 2035; la demanda alcanzará un pico en
2020, para posteriormente permanecer aproximadamente constante el resto del
periodo estimado.

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.

Respecto a la industria, el gas y la electricidad se imponen al carbón para la

obtención de energía, a lo que se suma el estancamiento de las industrias
metalúrgicas y cementeras a partir de 2020, lo que contribuye a que la demanda
de carbón crezca lentamente a partir de 2020.

- India: A lo largo de la pasada década la demanda de carbón en la India se

duplicó, siendo el segundo mayor contribuidor tras China al crecimiento de
dicha demanda y superando a la Unión Europea como tercer consumidor de
carbón. Este aumento se mantiene en el periodo de estudio, duplicándose de
nuevo la demanda entre 2010 y 2035, alcanzando un 16% en la demanda
mundial de carbón y alcanzando a Estados Unidos, sobre 2025, como segundo
mayor consumidor de dicho combustible. Dicho crecimiento está ligado al
aumento de su actividad económica, reduciéndose el número de gente sin
suministro eléctrico y aumentando el consumo de electricidad per cápita, así
como a la producción de cemento y acero.

Aunque las autoridades apoyan la diversificación energética, el carbón sigue

siendo la fuente de energía predominante, construyéndose nuevas centrales que
utilizan este combustible hasta alcanzar una capacidad de unos 175 GW. Sobre
2035, el uso de carbón para obtener energía se duplicará respecto a 2010,
mientras en la industria su uso se triplicará debido al crecimiento de las
industrias metalúrgica y cementera.

- Estados Unidos: En 1988, el carbón alcanza un máximo y provee el 60 % de

la electricidad generada en el país, momento a partir del cual, su porcentaje en la
generación total se ve disminuido hasta alcanzar el 45% en 2010. Todo ello a
pesar del crecimiento del 30% producido en términos absolutos hasta su máximo
en 2005.

El uso del carbón en el sector industrial se ve ensombrecido por el gas y la

electricidad, siendo el sector de generación eléctrica el que abarca el 90% del

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.

Figura 18 Porcentaje de la demanda de carbón por regiones [1]

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.

El carbón utilizado en metalurgia y obtención de energía supone alrededor del 70% de

esta cantidad, estando distribuido en más de 70 países alrededor del mundo, aunque se
concentra especialmente en 4 países que cuentan con ¾ de las reservas totales. Estos
son Estados Unidos (31%), China (25%) y sobre un 10% en India y Rusia. Se estima
que la cantidad total contando las reservas no probadas podrían 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.

3.7. Producción y mercado

La producción mundial de carbón se eleva desde 5125 Mtce en 2010 hasta poco más de
6000 Mtce en 2035, viendo disminuido su crecimiento debido a la existencia de
políticas restrictivas, sobre todo el carbón destinado a la producción de electricidad, ya
que el carbón destinado a la metalurgia resulta más difícil de sustituir por razones
técnicas.

La tendencia del mercado a medio-largo plazo es altamente sensible a las políticas

energéticas y medioambientales y su efecto sobre la demanda. Solo una pequeña parte
del carbón se comercia internacionalmente (17% en 2010), por lo que pequeños
cambios en la demanda pueden tener grandes impactos en el mercado, que crecerá

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.

Las inversiones en infraestructuras para la producción y suministro de carbón crecen

hasta los 1,2*10^12$, el 80% en países no pertenecientes a la OECD, contando China
con el 50%. El desarrollo de minas tanto en superficie como subterráneas, la maquinaria
y otras infraestructuras suponen prácticamente el 95% de la inversión total, aunque esto
solo supone el 3% de la inversión total dedicada a suministro de energía a nivel
mundial, una cantidad pequeña comparada con la de otros sectores.

51
 Tabla 7 Producción de carbón por región [1]

Respecto al comercio internacional, los países de la OECD se convierten en

exportadores netos hacia el final del periodo de estudio, lo cual es debido a la
disminución en las importaciones de Japón, Corea y Europa, así como al crecimiento de
las exportaciones en Australia, manteniéndose estables en Estados Unidos y Canadá.
Entre los países importadores, China, que se convirtió en un importante importador en
2009, ve aumentado su pico de importaciones hasta alrededor de 2015, para luego sufrir
una brusca caída del 40% hasta 2035. Por su parte, India, que cuenta actualmente con
un 7% del comercio internacional, supera a Corea, Japón, Europa y China sobre 2020,
convirtiéndose en el mayor importador de carbón a nivel mundial.

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.

El esquema básico de una IGC C es el siguiente:

Figura 21 Esquema básico IGCC

4.1.1. Eficiencia y emisiones

En las centrales térmicas convencionales, regidas por el ciclo Rankine, la energía de la

combustión se transfiere a un circuito cerrado agua-vapor, en el que la temperatura
superior del ciclo corresponde a la temperatura del vapor sobrecalentado a la entrada de
la turbina (530-600ºC), y la temperatura inferior viene dada por la temperatura ambiente
del agua de refrigeración empleada en el condensador. Los rendimientos netos actuales
son del 35-37%, con un limitado potencial de mejora, basado en el desarrollo de
materiales que soporten condiciones más extremas en la caldera. Estas centrales,
llamadas supercríticas y ultrasupercríticas, tienen rendimientos netos actuales del 37-
40% y potenciales del 42-45%, pero con elevados costes.

En las centrales de Gasificación Integrada en Ciclo Combinado, el carbón pulverizado

se introduce en el gasificador junto con nitrógeno y vapor de agua, que actúan como

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.

Tabla 8 Ventajas ciclo combinado [6]

Las emisiones de metales pesados se reducen drásticamente respecto a otros procesos,

ya que en una IGCC estos elementos se capturan casi en su totalidad en la escoria que
sale del gasificador, un sólido inerte no lixiviable. Además, debido a que únicamente el
ciclo de vapor requiere refrigeración, el consumo específico de agua para la operación
de una planta IGCC es aproximadamente la mitad que el de una planta convencional
con sistema de lavado de gases.

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]

 Electricidad: de forma limpia y eficiente, mediante la utilización del gas de

síntesis en ciclos combinados (IGCC), o incluso en pilas de combustible de alta
temperatura.

 Producción de hidrógeno: consumido en refinerías y, en el futuro, en pilas de

combustible para automoción y producción de electricidad. El hidrógeno se
produce por reacción gas-agua, junto con CO2:

CO + H2O  CO2 + H2

Actualmente se encuentran en desarrollo técnicas de captura y almacenamiento

de CO2, que en un futuro permitirían la producción limpia de hidrógeno a partir
de carbón.

 Productos químicos: El gas de síntesis se emplea para la obtención de

amoniaco, urea, metanol, y, a través del proceso Fischer-Tropsch, para la
obtención de gasolinas.

Mediante la combinación de diferentes unidades de proceso, de forma modular, se

puede adaptar el diseño básico de una central GICC a una configuración de planta
multi-productos, que pueda ajustarse de forma óptima a las demandas del mercado en
cada momento.

56
 4.1.3. Subproductos

 Azufre: El azufre extraído del gas de síntesis se recupera puro en estado

elemental o como ácido sulfúrico, ambos productos con valor en el mercado.

 Residuos sólidos: La escoria, un sólido vítreo producido en el gasificador,

puede emplearse en fabricación de materiales cerámicos, fibra de vidrio,
utilizarse como relleno en carreteras o producción de materiales de construcción
como cementos, tejas o ladrillos.

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.

4.2. Descripción y simulación de la IGCC.

Aspectos generales

4.2.1. Esquema de la planta

La central IGCC que hemos diseñado se basa en la integración de cuatro unidades

principales:

 Isla de gasificación
 Unidades de limpieza y purificación
 Ciclo combinado
 Unidad de fraccionamiento de aire

En esta central, el combustible, en este caso carbón pulverizado es alimentado a presión

al gasificador mediante nitrógeno, donde se mezcla con oxígeno proveniente de la
unidad de separación de aire (ASU) y vapor de agua, produciéndose la gasificación. La
escoria producida se separa en estado fundido por la parte inferior del gasificador,
donde se enfría en un baño de agua y se extrae mediante un sistema de depósitos a
presión (lock hoppers). El enfriamiento del gas a la salida de la cámara de reacción,
desde 1.500 a 850ºC, se realiza mediante mezcla directa con gas frío recirculado, y
posterior enfriamiento desde 850 a 235ºC, en dos calderas convectivas en las que se
produce vapor saturado de alta y media presión. Una vez se ha enfriado el gas a 235ºC,
se separan las partículas de ceniza mediante filtración con elementos cerámicos. El resto

57
del gas que no ha sido recirculado, se somete a un lavado húmedo para separar
compuestos halógenos (HCl, HF) y amoniaco.

Posteriormente, se separan los compuestos de azufre en la unidad de desulfuración. Este

sistema consiste en un reactor de hidrólisis del COS, según la reacción COS + H2O →
CO2+H2S, y una torre para absorción de H2S con el disolvente MDEA. El gas limpio
obtenido se satura con agua y se envía al ciclo combinado para su expansión en la
turbina de gas. Por su parte, el gas ácido resultante de la desulfuración, con alto
contenido en H2S, se envía a una Planta Claus de recuperación de azufre, obteniéndose
azufre sólido puro apto para su venta. El gas de cola de la Claus se recircula al proceso,
permitiendo una alta recuperación del azufre del gas.

58
Figura 23 Esquema de la planta IGCC simulada [6]

59
 4.2.2. Aspectos generales de la simulación

4.2.2.1. Breve descripción del software utilizado

La simulación de la central de Gasificación Integrada en Ciclo Combinado descrita

anteriormente ha sido realizada mediante el software comercial Aspen Plus [7]. Se trata
de un simulador de procesos en estado estacionario que permite predecir el
comportamiento de un proceso o de una serie de operaciones unitarias a través de las
relaciones básicas existentes entre las mismas, determinadas mediante los balances de
materia y energía, equilibrio de fases, equilibrio químico, propiedades termodinámicas y
cinéticas, etc. De esta manera es posible simular el comportamiento de plantas reales o
en proyecto, permitiendo su diseño y optimización.

El simulador es de tipo secuencial, y está compuesto por un determinado grupo de

unidades de simulación (modelos), representados a través de bloques a los cuales debe
suministrarse la información necesaria para la resolución de los balances de materia y
energía.

A continuación comenzaremos a trabajar con el programa e iremos introduciendo

conceptos teóricos a medida que vayan siendo necesarios para la correcta comprensión
de la simulación

4.2.2.2. Interfaz de usuario

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

Los modelos que se desean utilizar se seleccionan de la librería de modelos y se unen

mediante corrientes de materia, energía o trabajo hasta completar el diagrama de flujo.

Aspen Plus 2 Tipos de corrientes

4.2.2.3. Parámetros generales

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

Desplegamos la pestaña Setup / Specifications / Global:

Aspen Plus 4 Especificaciones globales

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.

La variable a la que prestaremos más atención en esta pestaña es la correspondiente a la

“stream class”, cuya utilidad describiremos en el siguiente apartado.

62
 4.2.2.4. Stream classes

Las stream classes se utilizan para definir la estructura de las corrientes

simuladas en las que hay presentes sólidos inertes y están formadas a su vez por
varias subcorrientes. A continuación describimos las principales:

 CONVEN  corriente por defecto, formada únicamente por la

subcorriente MIXED. Por definición, todos los componentes presentes en
la subcorriente MIXED participan en el equilibrio de fase, por lo que si
queremos introducir un sólido inerte en nuestra simulación debemos
incluir una o más subcorrientes.
 CISOLID  Conventional Inert Solid, es usada para sólidos
homogéneos con peso molecular definido.
 NC  Non Conventional, usada para sólidos heterogéneos que no tienen
peso molecular definido.

Ambas subcorrientes, CISOLID y NC permiten la opción de incluir la

distribución del tamaño de partículas (PSD). Por otra parte, las subcorrientes
pueden combinarse de distintas formas para formar varios tipos de stream class.
Para nuestra simulación la hemos seleccionado la stream class MCINCPSD, la
cual está formada por las siguientes subcorrientes:
 MIXED
 CIPSD (necesaria para modelar el carbono sólido que forma parte
del carbón)
 NCPSD (necesaria para el modelado del carbón como sólido no
convencional)

4.2.2.5. Nomenclatura de las corrientes y las unidades que

intervienen en el proceso

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

Enfriamiento del gas C I

Ciclo de gas
de síntesis

D J
Lavado de gases Ciclo de vapor

Unidad de K
Strippers E
separación de aire
(ASU)
F
Hidrólisis del COS

Tabla 9 Nomenclatura de las secciones

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):

Cambiadores de X-CC Flashs X-FLASH / X-FLS

calor

Mixers X-MIX Splits X-SPLIT

Tabla 10 Nomenclatura unidades auxiliares

64
 4.2.2.6. Especificación de los componentes

El siguiente paso corresponde a la especificación de aquellos elementos y compuestos

que van a formar parte de la simulación. A medida que la simulación crece también lo
hace la lista de componentes, ya que estos se generan, por ejemplo, en las reacciones
químicas que tienen lugar en ciertas unidades de la planta y deben ser añadidos
previamente para que el software pueda llevar a cabo la simulación de dichas
reacciones. Como nuestra simulación ya está completa, en esta lista aparecerán todos
los elementos y compuestos que intervienen en la misma, clasificados de la siguiente
forma:

Componentes
Componentes convencionales Componentes convencionales iónicos
sólidos

CH4 HCL NA+ HCO3- C

CHN MDEA NH4+ HS-
Componentes no
CL2 N2 H3O+ CO3--
convencionales
CO NAOH CN- S-- COAL
CO2 NO CL- MDEA+ ASH
COS NO2 OH-
H2 O2
H2O S
H2S SO2
H3N SO3

Tabla 11 Componentes de la simulación

Para la introducción de estos componentes accedemos al menú Components /

Specifications / Selection

4.2.2.7. Propiedades globales de la simulación

Nuestra siguiente pestaña a repasar será la correspondiente a Properties /

Specifications / Global. Aquí es donde establecemos el modelo termodinámico, que es
la colección de métodos y modelos que Aspen Plus usa para el cálculo de las
propiedades termodinámicas y de transporte.

Coeficientes de fugacidad
Entalpía
Propiedades termodinámicas Entropía
Energía libre de Gibbs
Volumen
65
 Viscosidad
Conductividad térmica
Propiedades de transporte
Coeficiente de difusión
Tensión superficial

El modelo termodinámico seleccionado es PENG-ROB, que utiliza la ecuación de

estado cúbica de Peng-Robinson para el cálculo de las propiedades termodinámicas.
Este modelo está recomendado para plantas de gas que operan a alta presión y
temperaturas.

4.3. Gasificación de carbón y enfriamiento del gas

de síntesis

4.3.1. Fundamento teórico

La gasificación es un proceso mediante el cual un combustible rico en carbono es

oxidado parcialmente mediante un agente oxidante, produciendo un producto gaseoso
con un poder calorífico utilizable. A diferencia de la combustión, la gasificación se
realiza con defecto de oxígeno, produciendo un gas combustible rico en hidrógeno y
monóxido de carbono (gas de síntesis), que conserva la mayor parte de la energía del
combustible inicial.

El proceso de gasificación es químicamente complejo, ya que envuelve reacciones tanto

homogéneas como heterogéneas. Las reacciones homogéneas pueden ser descritas
mediante ecuaciones simples, sin embargo, las reacciones heterogéneas son más
complicadas, ya que los fenómenos de transferencia de materia y calor juegan un papel
importante en las mismas.

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.

Este proceso de gasificación permite la utilización de variedad de combustibles sólidos,

como carbón, biomasa o coque, que son convertidos en gas de síntesis en el gasificador.

4.3.1.1 Etapas de la gasificación

- Evaporación de la humedad

El calor necesario para evaporar la humedad presente en el carbón reduce la

eficiencia del proceso ya que es calor que no puede usarse para la combustión de
materia volátil, sin embargo, el vapor de agua producido actúa luego como
agente gasificador del residuo carbonoso (char), disminuyendo el requerimiento
de vapor. La evaporación de la humedad ocurre entre los primeros instantes
cuando el calor comienza a calentarse a partir de temperaturas de unos 100 – 150
ºC.

- Pirólisis

La pirolisis es un proceso de descomposición química de la materia orgánica

mediante su calentamiento a una determinada temperatura y en ausencia de
oxígeno. Podemos asumir que el carbón está compuesto de conjuntos de varios
compuestos aromáticos unidos por puentes alifáticos. Al incrementar la
temperatura estos puentes pueden romperse, dividiendo el polímero en pequeños
fragmentos, lo cual provoca a su vez un aumento de la presión de vapor debido a
la evaporación de sustancias como el alquitrán (tar). Este alquitrán es definido
como la materia volátil que condensa a temperatura y presión ambiental. Las
cadenas laterales también pueden separarse para formar hidrocarburos ligeros.

67
 Figura 24 Estructura molecular del carbón [8]

Las condiciones de pirolisis tienen efecto sobre la estructura y composición del

residuo carbonoso obtenido, el cual es el punto de partida para las reacciones
heterogéneas que ocurren en la gasificación, y son dependientes de las
propiedades del carbón y las condiciones de operación (temperatura, presión,
tamaño de partícula y tiempo de residencia). Cuando el calentamiento de la
partícula es lento, la pirolisis tiene lugar a partir de unos 350 ºC, siendo lentas
las reacciones de gasificación, por lo que se incrementa la concentración de
volátiles alrededor de la partícula y la gasificación tiene lugar una vez terminada
la pirolisis. Si por el contrario el calentamiento es rápido, la pirolisis y la
gasificación tienen lugar simultáneamente, no alcanzándose una elevada
concentración de volátiles alrededor de la partícula.

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.

- Gasificación del residuo carbonoso

La gasificación del char es un proceso complejo, que involucra reacciones

heterogéneas cuya velocidad es más lenta que las velocidades de otras etapas del
proceso como la de pirolisis o combustión de volátiles, por lo que es la etapa
controlante del proceso.

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.

Durante el proceso de gasificación del carbono sólido, ya sea en forma de

carbón, coque, o biomasa, las reacciones químicas principales que se producen
son las siguientes:

69
 Reacciones de combustión:

Reacciones exotérmicas donde el oxígeno reacciona con los gases volátiles

presentes y con el residuo carbonoso hasta que se agota. Estas reacciones
aportan el calor necesario para producir las reacciones de gasificación.

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:

Una vez se ha consumido el oxígeno, los gases de combustión (CO2 y H2O)

reaccionan con el char generando monóxido de carbono y oxígeno.

C + CO2  2CO (4) Reacción de Boudouard

C + H20  CO + H2 (5)
Reacciones de gasificación con vapor
C + 2H20  CO2 + 2H2 (6)

CO + H20  CO2 + H2 (7)

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.

Ya que las reacciones de combustión se producen de forma completa bajo las

condiciones de operación, son las reacciones de gasificación las que determinan
la composición en equilibro del gas de síntesis producido. Por otra parte,
podemos suponer que la conversión de carbono sólido también es completa,
como ocurre en la mayoría de los casos.

70
 Reacción de metanación:

Estas reacciones exotérmicas incrementan el poder calorífico del gas producido

debido a la presencia del metano, que presenta un elevado calor de combustión.
Sin embargo, estas reacciones son muy lentas, excepto a altas y presiones y en
presencia de catalizador.

C + 2H2  CH4 (8)

CO + 3H2  CH4 + H2O (9)

2CO + 2H2  CH4 + CO2 (10)

CO2 + 4H2  CH4 + 2H2O (11)

Otras reacciones

Además de carbón, hidrógeno y oxígeno, el combustible sólido también contiene

otros elementos como azufre o nitrógeno. Durante la gasificación el azufre es
convertido a H2S y COS, mientras que el nitrógeno es convertido a NH3 y HCN,
pero generalmente estas cantidades presentes en el combustible son pequeñas y
no afectan a la composición final del gas de síntesis. Sin embargo es necesario
considerar estas reacciones ya que los compuestos que se producen tienen un
importante medioambiental y han de ser tratados en las operaciones posteriores,
por lo que condiciona el diseño de la instalación.

Figura 26 Proceso de gasificación [9]

71
 4.3.1.2 Aspectos termodinámicos

- Equilibrio termodinámico:

A escala macroscópica, podemos definir el equilibrio químico como aquel estado en el

que la composición del sistema permanece fija; sin embargo, este equilibrio es
dinámico, ya que a nivel microscópico las reacciones directa e inversa se producen
continuamente y en igual medida.

La condición de equilibrio termodinámico en un sistema cerrado a temperatura

constante viene definida en términos de la variación de la función de Gibbs (G). De esta
forma se define el estado de equilibrio de un sistema cerrado como aquel estado para el
cual la energía total de Gibbs es un mínimo con respecto a todos los cambios posibles a
las T y P dadas (criterio de equilibrio):

dGP,T=0

Por lo tanto, si una mezcla de especies químicas no está en equilibiro, cualquier

reacción que ocurra a P y T constantes debe acarrear una disminución en la energía total
de Gibbs del sistema. En la siguiente figura se muestra el significado de lo expuesto
anteriormente para una reacción química individual. La figura representa la variación de
G frente al avande de reacción x. Como puede observarse, en el equilibrio el avance de
reacción es máximo.

72
 Figura 27 Energía libre versus avance de reacción

Considerando la siguiente reacción genérica simple

aA + bB  cC + dD

en fase gas y suponiendo un comportamiento ideal podemos expresar la velocidad de

reacción directa e inversa en función de la constante de velocidad y las presiones
parciales de los reactivos.

reacción directa

reacción inversa

En el equilibrio las dos velocidades de reacción se igualan ( ), pudiendo definir la

constante de equilibrio de la siguiente forma:

Esta constante es dependiente de la temperatura, siguiendo una correlación del tipo:

Ln(Kp,T) = ln(KP,To) + f(T) siendo T la temperatura absoluta en Kelvin.

En la siguiente tabla se muestran los valores de la constante de equilibrio de algunas de

las reacciones vistas anteriormente a distintas temperaturas:

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.

- Presión de gasificación y efecto sobre el equilibrio:

La gasificación a presiones mayores a la atmosférica presenta diversas ventajas, ya que

resulta más eficiente energéticamente comprimir la alimentación sólida antes del
gasificador, que comprimir el gas de síntesis generado posteriormente y además permite
la reducción el tamaño de los equipos.
De esta forma, la presión de gasificación es seleccionada según los requerimientos de
los procesos o equipos “aguas abajo” del gasificador. Cuando el gas es usado en un
ciclo combinado, como es el caso de una IGCC, es la presión de entrada de la turbina de
gas la que dicta el valor de dicha presión, utilizando una presión ligeramente más alta en
el gasificador para compensar las pérdidas que se producen a lo largo del proceso.
El valor de la constante de equilibrio no cambia con la presión, ya que puede ser
calculada a partir de la energía libre en condiciones estándar, sin embargo, la presión
influye en las fracciones molares. Podemos expresar la constante de equilibrio en
función de la presión total del sistema y las fracciones molares de la siguiente forma:

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:

Figura 28 Variación de la composición del gas de síntesis con la presión [9]

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

La temperatura generalmente es seleccionada en función de las propiedades de las

cenizas del carbón y según el tipo de gasificador seleccionado. En el caso de los

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.

Una vez seleccionada la temperatura es necesario un control de la misma. Las

principales variables que influyen sobre el valor de la temperatura son el poder
calorífico del combustible y la cantidad de agente oxidante y vapor de agua utilizados.
El vapor de agua actúa como moderador de la temperatura y su temperatura de
alimentación debe estar por encima de la de saturación a la presión del gasificador para
evitar condensaciones. Por ello, generalmente el vapor se inyecta sobrecalentado a unos
300-400 ºC y a una presión ligeramente mayor a la de operación. Junto a este vapor
también puede utilizarse un gas inerte como el nitrógeno o el dióxido de carbono.

La temperatura juega un papel importante en la composición del gas generado; al

aumentar la temperatura, el equilibrio en las reacciones endotérmicas se desplaza a la
derecha, aumentando la cantidad de CO producido.

Figura 29 Variación de la composición del gas de síntesis con la temperatura [9]

76
 4.3.2 Tecnología disponible. Tipos de gasificadores

Los diferentes tipos de gasificadores que existen en la actualidad pueden agruparse en

tres tipos distintos:

- Lecho fijo: En este tipo de gasificadores el carbón es alimentado por la cabeza

del gasificador, mientras que el agente oxidante es alimentado por el fondo. El
carbón desciende lentamente a través del gasificador por acción de la gravedad,
reaccionando con los gases que fluyen en contracorriente a través del lecho. En
la zona de secado (parte superior del gasificador), el carbón es calentado y
secado a través del gas de síntesis producido en la zona de gasificación, que cede
parte de su calor enfriándose. A continuación se produce la pirolisis debido al
contacto con el gas ascendente a alta temperatura, descendiendo posteriormente
a la zona de gasificación, donde se producen las reacciones con el vapor y el
dióxido de carbono. La última zona es la zona de combustión, próxima al fondo
del gasificador, donde se alcanzan las temperaturas más altas debido a las
reacciones de combustión entre el oxígeno y el char.

El consumo de oxígeno en este proceso es bajo, así como la temperatura de

salida del gas de síntesis producido, presentando este gas productos de la
pirolisis en su composición. El diseño del gasificador es sencillo y su operación
es simple.

Figura 30 Gasificador de lecho fijo [9]

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.

La temperatura de gasificación está restringida por la temperatura de fusión de

las cenizas ya que estas deben extraerse en estado sólido para evitar los
problemas en la fluidización que provocan la fusión de las mismas.

El tamaño de las partículas juega un papel fundamental, utilizándose

normalmente partículas con diámetro inferior a 6 milímetros. Estas se alimentan
por un lateral del gasificador cercano a la parte superior mientras el vapor y el
oxígeno se alimentan cerca del fondo con una velocidad suficiente para lograr la
fluidización. Las partículas más finas pueden abandonar el reactor por la parte
superior sin reaccionar (arrastre), por lo que se utiliza un ciclón para su captura y
recirculación al interior del gasificador.

Figura 31 Gasificador de lecho fluidizado [9]

- Lecho arrastrado: El combustible es alimentado en forma de finas partículas

y fluye en paralelo con la corriente de oxígeno y vapor, siendo arrastradas a
través del gasificador. Estos gasificadores operan a alta temperatura y presión
con un flujo muy turbulento, lo que provoca una rápida conversión a bajos
tiempos de residencia (algunos segundos), siendo por lo tanto alta la demanda
de oxígeno. Estas temperaturas se encuentran por encima de la temperatura de
fusión de las cenizas por lo que estas se extraen en forma de escoria líquida por
la parte inferior.

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.

4.3.2.1 Elección del tipo de gasificador

Características de los diferentes procesos de gasificación

Lecho fijo

Combustible y aplicación indicada

Tipo de gasificación y características

Extracción de ceniza Seca

- Amplio rango de carbones, excepto aquellos con
Alto tendencia a producir finos, que pueden bloquear el paso
Tiempo de residencia del gas ascendente.
15 - 60 min.
Tamaño de Combustible grueso
partículas 6 - 50 mm - Indicado para combustibles difícilmente
Baja pulverizables.
425 - 650 ºC
Temperatura de - Aplicaciones de síntesis química donde los
salida del gas hidrocarburos producidos sean útiles
Presencia de alquitranes e
hidrocarburos en el gas
- Limita la posibilidad de co-producir hidrógeno.
Demanda de oxígeno Baja

Demanda de vapor Alta

Lecho fluidizado

Combustible y aplicación indicada

Tipo de gasificación y características
Seca o aglomerada
Extracción de ceniza
Medio
Tiempo de residencia
10 - 100 segundos
Tamaño de - Requiere carbonos muy reactivos (lignitos) y biomasa
Combustible tamizado
partículas 6 - 10 mm
- Indicado para carbones con alto contenido en ceniza o
Temperatura de Moderada con ceniza con alto punto de fusión
salida del gas 900 - 1050 ºC
Moderada - Indicado para IGCC en pequeña y mediana escala.
Demanda de oxígeno

Demanda de vapor Moderada

Baja conversión del carbón, inquemados

79
 Lecho arrastrado

Combustible y aplicación indicada

Tipo de gasificación y características
Escoria fundida
Extracción de ceniza - Elevada eficiencia
1 – 10 segundos
Tiempo de residencia
- Gas puro, alta conversión del carbón, no produce
Tamaño de Combustible pulverizado alquitranes ni hidrocarburos
partículas < 100 µm
Temperatura de Alta - Muy versátil
salida del gas 1250 - 1600 ºC
Demanda de oxígeno Alta - Gran capacidad unitaria y eficiencia lo que lo convierte en
el más adecuado para grandes centrales IGCC.
Demanda de vapor Baja

Tabla 13 Comparación entre distintos tipos de gasificadores

4.3.2.2 Tipos de gasificadores en lecho arrastrado

Existen varios tipos de gasificadores en lecho arrastrado, que se diferencian

básicamente en la forma en la que se alimenta el carbón a los mismos (húmeda o seca),
el sentido del flujo (ascendente o descendente) o las características constructivas de la
pared. En la siguiente tabla se muestran varios modelos clasificados según las
características comentadas anteriormente.

Tabla 14 Gasificadores de lecho arrastrado [9]

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.

- Gasificación en lecho arrastrado con alimentación húmeda. Tecnología

TEXACO

Se trata de un proceso de gasificación con oxígeno en lecho arrastrado, a una

presión de unos 30 bar y a una temperatura entre los 1.250 y 1.500ºC, con la
cámara de reacción envuelta en paredes de ladrillos refractarios. El carbón a
alimentar es molido en húmedo y mezclado con aditivos para crear un lodo
estable con aproximadamente un 60 % de partículas sólidas, el cual es
alimentado a la cámara a través de los quemadores situados en la parte superior
del gasificador.

Figura 32 Gasificador lecho arrastrado alimentación húmeda [6]

Cuando el lodo entra en la cámara de gasificación el agua es evaporada,

comenzando la pirólisis de las partículas de carbón. Los volátiles liberados,
reaccionan con el oxígeno produciendo grandes cantidades de calor y una vez el
oxígeno es consumido, comienza la gasificación del char a alta temperatura a
través de los agentes gasificantes como el vapor, produciendo monóxido de

81
 carbono e hidrógeno. En el siguiente gráfico podemos apreciar el perfil de
temperaturas del proceso:

Figura 33 Perfil de temperatura gasificador lecho arrastrado alimentación húmeda [8]

La escoria se separa fundida por el fondo del gasificador, se enfría en un baño de

agua y se extrae mediante “lock hoppers”. La escoria obtenida presenta una
fracción de tamaño intermedio con alto contenido en inquemados, lo cual
dificulta su comercialización.

El enfriamiento y recuperación de calor del gas se realiza en dos etapas

sucesivas, en las que se produce vapor de alta presión:
• De 1.400 a 700 ºC, en un enfriador radiante.
• De 700 a 450 ºC, en dos intercambiadores convectivos.

Su principal ventaja respecto a la alimentación seca es que el sistema de

alimentación del carbón es menos complejo y costoso que los “lock hoppers”
utilizados para alimentación seca. Sin embargo, el calor necesario para evaporar
el agua que acompaña la alimentación se traduce en una pérdida de eficiencia
térmica, siendo necesario más oxígeno para mantener las altas temperaturas y
aumentando el contenido en CO2 (17 % mol), por lo que el valor calorífico es
menor. Por otra parte, la alimentación húmeda reduce de forma extrema la vida
útil de los quemadores, que deben ser sustituidos periódicamente.

- Gasificación en lecho arrastrado con alimentación seca

En estos sistemas de gasificación el carbón es molido en finas partículas (< 90

µm), secado hasta un contenido menor al 2% de humedad y presurizado con
nitrógeno en los llamados “lock hoppers”. El nitrógeno a presión arrastra las
partículas hasta los quemadores, donde se mezclan con una mezcla de oxígeno y
vapor y son inyectados a la cámara de gasificación. Los cuatro quemadores se

82
 encuentran diametralmente opuestos en las paredes laterales cerca del fondo,
introduciendo la mezcla pulverizada en sentido ascendente.

Figura 34 Perfil de temperatura gasificador lecho arrastrado alimentación seca [8]

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.

4.3.2.3 Diseño de la cámara de reacción

En los gasificadores de lecho arrastrado se trabaja en un rango de presiones de hasta 70

bares y se alcanzan unas temperaturas de hasta 1700 ºC por lo que la cámara de reacción
debe ser diseñada para soportar estas condiciones extremas.

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.

Figura 35 Diseño de la pared del gasificador [9]

4.3.2.4 Ventajas de la gasificación con alimentación

seca

Algunas de las mayores ventajas de la utilización de esta tecnología son las siguientes:

 Capacidad para la gasificación de distintos tipos de carbón, incluidos

carbones de bajo rango y coque de petróleo, superando la conversión del
carbón el 98 %.

 La concentración de CO + H2 es mayor del 90% en el gas producido en el

gasificador, siendo la concentración de CO2 más baja, y por lo tanto, resultando
en un mayor poder calorífico del gas obtenido. Además, este gas no presenta
alquitranes ni aceites.

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.

 Existen gasificadores comerciales de hasta 3000 toneladas/ día.

 Los contaminantes tales como el azufre o el amoníaco presentes en el gas de

síntesis son relativamente sencillos de eliminar.

 El uso de membranas refrigeradas por agua, permite alargar la vida de los

equipos, siendo su vida útil mayor que en el caso de las paredes utilizadas en
gasificadores con alimentación húmeda.

4.3.3 Enfriamiento del gas de síntesis. Tecnología

disponible

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:

 Lecho arrastrado: Partículas de ceniza pueden ser arrastradas hacia el sistema de

enfriamiento a una temperatura en la que la ceniza es pegajosa y adherente, por
lo que el sistema debe enfriar el gas lo más rápido posible hasta temperaturas
donde la ceniza se vuelva seca (alrededor de 900 ºC).
 Lecho fluidizado: Al operar a temperaturas menores podemos encontrar algunos
problemas por la presencia de alquitrán. También pueden encontrarse presente
cenizas que no hayan sido capturadas por el ciclón, por lo que estos equipos
están expuestos a medios fuertemente corrosivos y a un elevado ensuciamiento.
 Gasificador de biomasa: Presenta los mismos problemas que el lecho fluidizado;
además sus cenizas son ricas en carbonatos alcalinos que pueden condensar

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.

A continuación se describen los tres tipos principales de sistemas de enfriamiento del

gas de síntesis para gasificadores de lecho arrastrado, que como expusimos
anteriormente, son los gasificadores utilizados en centrales IGCC de gran tamaño. La
clave de estos sistemas de enfriamiento está en la temperatura de transición entre la cual
la ceniza se encuentra en forma de escoria líquida o sólida. El gas debe alcanzar una
temperatura suficientemente baja nada más salir del gasificador e idealmente no debe
entrar en contacto con las paredes de los intercambiadores de calor hasta que no esté lo
suficientemente frío para que las cenizas se encuentren en estado sólido. En todos los
casos, el calor extraído se utiliza para la producción de vapor de agua.

- 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.

Estos sistemas son bastante caros y presentan una elevada tendencia al

ensuciamiento, debido a la presencia de escoria, siendo difíciles de limpiar.

Figura 36 Enfriamiento radiante

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.

En el enfriamiento parcial solo se evapora la suficiente agua como para reducir

la temperatura del gas de síntesis a unos 900 ºC, lo que permite utilizar el calor
sensible del gas posteriormente para la generación de vapor de alta y media
presión en los intercambiadores de calor.

En el enfriamiento total el gas es saturado totalmente con agua, siendo una

opción sencilla y barata y consiguiendo un enfriamiento efectivo. Sin embargo,
no es una opción atractiva desde el punto de vista energético ya que no permite
aprovechar el calor sensible del gas.

Figura 37 Enfriamiento con agua

- 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.

4.3.4 Descripción de la isla de gasificación

La isla de gasificación de está formada por los siguientes elementos:

Sistemas de preparación del combustible

Sistema de alimentación del combustible

Gasificador

Sistemas de enfriamiento y recuperación de calor 88

 4.3.5 Sistemas de preparación y alimentación del
combustible

El combustible empleado es una mezcla, al 50 % en peso, de carbón y coque de

petróleo. El carbón es de tipo hulla, y se caracteriza por un alto contenido en cenizas
(41-50%), mientras que el coque de petróleo es un subproducto de refinería, y tiene un
elevado contenido en azufre (5-6%). Los principales datos del combustible utilizado se
resumen en la siguiente tabla:

% masa base seca Carbón Coque Mezcla

Análisis último
C 41,07 88,40 64,74
H 2,81 3,34 3,075
O 7,51 0,02 3,765
N 0,92 2,04 1,48
S 1,05 5,91 3,48
Cl 0,04 0,00 0,02
Análisis próximo
Humedad 11,80 7,00 9,40
Cenizas 46,60 0,28 23,44
Carbono fijo 32,05 85,74 58,895
Volátiles 21,35 13,98 17,665

Tabla 15 Composición del combustible [6]

En primer lugar, la mezcla se tritura en dos molinos y se alimenta a un circuito de

secado con gases calientes inertes, para evitar riesgo de combustiones incontroladas. A
continuación el combustible en polvo se separa de los gases inertes mediante filtro de
mangas y se almacena en silos.

Una vez preparado el combustible, este debe ser alimentado al gasificador. El

combustible pulverizado se presuriza a 30 bares en un sistema de depósitos a presión,
denominado lock hopper, y se transporta neumáticamente y seco, con nitrógeno puro, a
los cuatro quemadores del gasificador. El sistema de lock hoppers consiste en tres
depósitos situados uno encima de otro y separados por válvulas. El depósito superior se
encuentra a presión atmosférica mientras en el depósito intermedio es donde el sólido
pulverizado es presurizado. Durante la carga de combustible, la válvula entre el
depósito superior y el intermedio está abierta, mientras la válvula entre el depósito
intermedio y el inferior está cerrada. Una vez el depósito intermedio ha sido llenado, la
primera válvula se cierra y se abre la segunda, tras lo cual la presión en el depósito
intermedio se incrementa desde la presión atmosférica hasta la presión de trabajo y el
sólido cae al depósito del fondo. La válvula entre el depósito intermedio y el depósito
inferior es entonces cerrada, el gas en el depósito intermedio es despresurizado y la

89
válvula entre el depósito intermedio y el superior es abierta de nuevo, por lo que el ciclo
puede volver a comenzar.

Figura 39 Presurización del Lock Hopper

Los sólidos deben mantenerse fluidizados durante el proceso de transporte y en el

interior del lock hopper, por lo que estos deben estar provistos de aspersores u otros
sistemas para la introducción del gas fluidizado. Por otra parte, el gasificador necesita
un aporte continuo de combustible, sin embargo este proceso es discontinuo, por lo que
debe diseñarse un sistema de lock hoppers de manera que estos sean capaces de
suministrar un flujo continuo de combustible al gasificador.

Figura 40 Alimentación continua del combustible [6]

90
 Combustible alimentado 2600 toneladas/día

% Humedad final del combustible < 2% en peso

Tamaño partículas final del combustible < 100 µm

4.3.5.1 Simulación del sistema de preparación y

alimentación del combustible

Diagrama de flujo [11]:

Aspen Plus 5 Diagrama de flujo sección de preparación y alimentación del combustible

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.

4.3.5.1.1 Modelado de la mezcla de combustible

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.

Para la entalpía elegiremos HCOALGEN, mientras para la densidad seleccionamos

DCOALIGT. Al seleccionar estos modelos observamos como el programa nos requiere
los datos de análisis último (ULTANAL), el análisis próximo (PROXANAL) y el anásis
de azufre (SULFANAL). Esto es debido a que el programa calcula las propiedades
mencionadas a través de los elementos que constituyen el sólido no convencional
(C,H,O,N,S,Cl…). Por otra parte, los valores que aparecen en “Option code value”
definen la forma en que HCOALGEN calcula el calor de combustión, el calor estándar
de formación, la capacidad calorífica y la entalpía.

En nuestra simulación utilizaremos los siguientes valores:

Aspen Plus 6 Cálculo propiedades termodinámicas del combustible

El valor número 6 nos permite introducir manualmente el valor para el calor de

combustión en base seca. Para ello accedemos a Properties / Parameters / Pure
Component y creamos una nueva propiedad a la que llamamos CCOMB. Una vez
creada, seleccionamos HCOMB de la lista desplegable Parameter y en Nonconventional
component parameter seleccionamos COAL. Por último seleccionamos las unidades e
introducimos el valor, en este caso 24,2 MJ/kg.

92
 Aspen Plus 7 Calor de combustión

4.3.5.1.2. Cálculo de las propiedades de las cenizas

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:

Aspen Plus 8 Cálculo propiedades termodinámicas de la ceniza

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

Pressure 1,013 bar

COAL mass flow 108333 kg/hr

A continuación accedemos a la pestaña Streams / A-COMBH / Input / PSD, la cual

nos permite establecer la distribución de los tamaños de partícula, mediante intervalos
que van de 20 en 20 micras. Ya que nuestra corriente aun no ha sido molida,
establecemos una distribución de tamaños de partícula de (ver imagen), aunque
realmente las partículas previas a la molienda pueden tener diámetros de hasta 100 mm.

Aspen Plus 9 Distribución del tamaño de partículas

El siguiente paso es introducir los valores correspondientes a los análisis último,

próximo y de azufre, que permiten el cálculo de las propiedades físicas del sólido no
convencional. Para ello accedemos a Streams / A-COMBH / Input / Component Attr
e introducimos los datos correspondientes:

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:

 La suma de valores de SULFANAL debe coincidir con el valor del azufre

(sulfur) para ULTANAL.
 La suma de valores de ULTANAL debe ser 100
 La suma de valores de FC (Fixed carbon), VM (Volatile Matter) y ASH en
PROXANAL debe ser 100.

4.3.5.1.3. Especificación del resto de corrientes

- Corriente A-N2SEC

Está compuesta por los gases calientes responsables del proceso de secado.

Temperature 132 ºC

Pressure 1,013 bar

Total mass flow 500000 kg/hr

Mole-Frac N2 0,999

Mole-Frac O2 0,001

95
 - Corriente KA-N2PUR

Nitrógeno a presión para transportar la fase pulverizada de carbón hasta el gasificador,

esta corriente procede de la unidad de separación de aire (ASU). Su composición y
propiedades pueden ser consultadas en el apartado correspondiente a la simulación
unidad de separación de aire, 4.6.1.

4.3.5.1.4. Unidades del proceso

- A-MOLINO

Permite la disminución del tamaño de partícula hasta el requerido por el gasificador de

lecho arrastrado. Además, podemos añadir los índices de Bond para cada sólido que
participa en el proceso, que nos indican la facilidad con la que se realiza la molienda
del material.

Block Crusher (Solids)

Maximum particle diameter 0,06 mm

Bond work index 42,58 kWhr/ton

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).

Bond work index carbón: 11,37 kWh/ton

Bond work index coque: 73,80 kWh/ton

- A-SECADO

Su objetivo es la disminución del contenido de humedad del combustible.

Block RStoic (reactor)

Pressure 1,013 bar

Heat duty 0 kJ/hr

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.

COAL  0,0555084 H2O

Aspen Plus 11 Reacción secado

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.

La variación de la humedad produce un cambio en el valor de este componente en el

análisis próximo. El resto de componentes tanto del análisis próximo como del análisis
último y de azufre no se ven afectados, ya que están en base seca. Para establecer el
cambio de humedad que se produce accedemos a Blocks / A-SECADO / Setup /
Component Attr. y seleccionamos los siguientes parámetros:

Aspen Plus 12 Especificación de la humedad tras secado

97
Uso del calculator Block para el control del secado

El Calculator Block nos permite introducir cálculos en la simulación entre

variables previamente definidas. El balance de materia del proceso define las
relaciones entre las siguientes variables:

 Contenido de agua en el combustible alimentado

 Conversión de carbón a agua
 Contenido de agua en el combustible seco

(1)

(2)

(3)

Siendo:

COALIN: Caudal másico de combustible en la corriente A-COMBH

COALOUT: Caudal másico de combustible en la corriente A-COMBN2
H2OIN = Porcentaje de humedad en el combustible en la corriente A-COMBH
H2ODRY = Porcentaje de humedad en el combustible en la corriente A-COMBN2
CONV = Fracción de combustible convertido en agua en el block A-SECADO

La ecuación (1) es el balance de materia para el agua y la ecuación (2) es el

balance de materia global. La ecuación (3) se obtiene de la combinación entre
ambas.

El calculator block permite calcular la conversión de combustible a agua

necesaria para obtener el porcentaje de humedad establecido. Para crearlo,
accedemos a la pestaña Data / Flowsheeting Options / Calculator , y lo
identificamos con el nombre de WATER.

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

H20IN: El porcentaje de humedad en el combustible de A-COMBH está

contenido en el primer elemento del análisis próximo para el componente COAL

98
(NCPSD) en la corriente A-COMBH. Por lo que seleccionamos los siguientes
parámetros:

Aspen Plus 13 Calculator Block WATER. Definición de variables

Las dos variables restantes (H2ODRY y CONV) son de tipo “Block-Var”,

CONV es la conversión de la primera y única reacción y H2ODRY es el
contenido en humedad del combustible a la salida del bloque RStoic.

99
 Aspen Plus 14 Calculator Block WATER. Definición de variables

Cálculo de la conversión

Para el cálculo de la conversión introduciremos la ecuación (3) en el Calculator

Block, para lo cual es necesario acceder a Calculator / WATER / Input /
Calculate. Esta hoja nos permite además definir el valor deseado para H2ODRY
con el que se calculará la conversión. Cada renglón debe introducirse dejando 6
espacios con el principio de la hoja tal como se muestra en la imagen:

100
 Aspen Plus 15 Calculator Block WATER. Cálculo

El último paso consiste en establecer cuando debe ejecutarse el Calculator

Block. Para ello accedemos a Calculator / WATER / Input / Sequence. Ya que
los cálculos modifican las especificaciones del bloque A-SECADO, el
Calculator Block debe ser ejecutado justo antes del mismo:

Aspen Plus 16 Calculator Block WATER. Orden ejecución

- A-FLASH

Su función es la de separar los gases calientes utilizados en el proceso de secado. La

unidad Flash2 es normalmente utilizada para la separación de fases líquido-vapor a

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

Pressure 1,013 bar

Heat duty 0 kJ/hr

- 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

En la siguiente tabla se compara la composición del combustible antes y después del

proceso de 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

Tabla 17 Resultados A-FLASH

- 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

4.3.6. Gasificación del combustible y enfriamiento del

gas de síntesis

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.

El proceso se realiza en una cámara cilíndrica de 3,8m de diámetro, a una presión de 25

bar y unos 1500 ºC de temperatura. La presión del proceso está fijada por la de entrada a
la turbina de gas y la temperatura es la necesaria para que las cenizas puedan separarse,
como escoria fundida, por el fondo de la cámara de reacción. La escoria producida es
enfriada en un baño de agua y se extrae mediante un sistema de depósitos a presión
(lock hoppers). Un triturador a la descarga permite reducir el tamaño de los sólidos más
grandes.

Figura 41 Gasificador de lecho arrastrado + enfriamiento del gas [6]

A la salida de la cámara de reacción la temperatura del gas se sitúa a unos 1500 ºC y

dado que los sistemas de limpieza del gas trabajan a baja temperatura, es necesario su
enfriamiento, aprovechando la energía disponible para producir vapor de media y alta
presión, que es exportado al ciclo combinado.

El enfriamiento se produce en tres etapas:

 1500-850ºC: Se realiza por mezcla directa con un gas de recirculación (gas de

quench) a 235ºC. La temperatura de 850ºC asegura que las cenizas volantes ya

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.

Una vez se ha enfriado el gas a 235ºC, se separan las partículas de ceniza

mediante filtración con elementos cerámicos tras lo cual una parte del gas es recirculado
como gas de enfriamiento, y el resto es enviado a las unidades de limpieza. El uso de
filtros cerámicos tiene una elevada eficacia y reduce las necesidades de depuración de
agua frente a la eliminación de partículas por vía húmeda, aunque el coste de
mantenimiento es mayor.

En el apartado 4.3.3. describimos los fundamentos del enfriamiento del gas de síntesis
mediante recirculación de gas frío.

4.3.6.1. Simulación del proceso de gasificación

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.

Un aspecto importante a la hora de seleccionar nuestro modelo es el tiempo de

residencia en la cámara de reacción. Para tiempos de residencia largos, suficientes para
alcanzar el equilibrio, podemos seleccionar el modelo de equilibrio termodinámico,
mientras que si el tiempo de residencia no es suficiente debemos elegir el modelo
cinético o aumentar la temperatura de gasificación. A altas temperatura (superiores a
1200 ºC) la aproximación de equilibrio es más precisa, ya que a bajas temperaturas las
velocidades de reacción son menores y se necesitan tiempo de residencias más altos
para alcanzar el equilibrio.

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.

4.3.6.1.2. Modelo gasificador

El proceso de gasificación propiamente dicho, tiene lugar en un reactor RGibbs, basado

en el criterio de minimización de la energía libre de Gibbs para el cálculo de las
composiciones en equilibrio [11], [12], [13]. Ya que la mezcla de combustible se
introduce en forma de sólido no convencional, es necesaria su descomposición en sus
componentes elementales (Cgrafito, H2, O2, N2, S, Cl2 , H2O y cenizas) debido a que no
existen datos para el cálculo de la energía de Gibb’s para este tipo de componentes no
convencionales. Esta descomposición se realiza mediante un reactor Ryield que se
coloca antes del reactor de equilibrio, utilizando los valores introducidos de los análisis
próximo y último. Es necesario que la corriente de entrada al reactor Ryield esté
formada solo por el sólido no convencional para que la descomposición sea correcta,
por lo que antes del mismo se coloca un separador de componentes para separar la
mezcla de combustible del nitrógeno utilizado para su transporte, el cual es
posteriormente introducido en el reactor de Gibbs. La temperatura de gasificación es
estimada mediante la introducción en el reactor de Gibbs del calor de reacción asociado
a la descomposición, para lo que se utiliza una corriente de calor “heat stream” que
transfiere ese calor desde el Ryield al RGibbs.

Aspen Plus 17 Diagrama de flujo gasificador

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.

4.3.6.1.3. Corrientes de entrada

- Oxígeno alimentado. KB-O85

La cantidad de oxígeno alimentada al gasificador viene dada por la relación de

equivalencia, “ER” por sus siglas en inglés (Equivalence Ratio). Esta relación viene
definida por la siguiente expresión:

El valor utilizado para nuestra simulación es ER = 0,414. En el apartado de análisis

sensitivos podemos observar como varía la composición del gas de síntesis generado así
como la temperatura de gasificación al variar el ER.

El cálculo del oxígeno necesario para la combustión completa se realiza a través de la

propiedad COMB-O2. Establecemos esta propiedad en el menú Properties / Prop-
Sets; en esta hoja creamos una propiedad nueva, llamada por defecto PS-1 y
seleccionamos COMB-O2 de la lista desplegable, así como sus unidades. Por último,
para que la propiedad definida aparezca en los resultados de las corrientes accedemos a
Setup / Report Options / Stream / Property Sets y seleccionamos nuestra propiedad
de la lista de la izquierda:

108
 Aspen Plus 18 Adición de propiedades

El valor obtenido de COMB-O2 para la corriente B-PIRO-S es de:

COMB-O2 6029,96 kmol/hr

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:

Aspen Plus 19 Separador para el cálculo de COMB-O2

De modo que el valor dado anteriormente de COMB-02 es realmente el valor de esta

propiedad para la corriente COMP; una vez estimada la propiedad, volvemos a trabajar
con nuestro diagrama de flujo original, volviendo a conectar la corriente B-PIRO-S con
el reactor de Gibbs.

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.

- Vapor alimentado. JB-VAP30

El vapor interviene en las reacciones de gasificación y actúa también como moderador

de la temperatura. La cantidad de vapor alimentada viene establecida por la siguiente
relación:

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.

El vapor introducido al gasificador proviene del ciclo de vapor de media presión y se

encuentra a una presión de 30 bares y a una temperatura de unos 233 ºC, siendo su
caudal de 10166,77 kg/hr.

4.3.6.1.4. Unidades del bloque

- B-PIROLI

Block RYield

Pressure 25bar

Temperature 70 ºC

La unidad RYield es utilizada para representar reacciones donde la estequiometria y la

cinética no son conocidas, siendo el parámetro conocido la distribución másica de los
productos de la reacción.

En nuestro caso utilizaremos este reactor para descomponer el sólido no convencional

COAL en sus constituyentes elementales (Cgrafito, H2, O2, N2, S, Cl2 , H2O y cenizas) a
través de los datos proporcionados por el análisis último.

Para establecer la distribución de los productos de la reacción se hace uso de la hoja

Yield del bloque, que permite establecer las fracciones en los que se descompondrá la
corriente de entrada.

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:

Aspen Plus 21 Calculator Block COMBUST. Variables

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)

El tipo de variable Compattr-Var te permite seleccionar un componente en concreto, en

este caso el elemento 1 del análisis próximo, que corresponde al agua.
El resto de variables (Block-Var) son variables que dependen del tipo de bloque
elegido. En este caso se tratan de fracciones másicas de cada componente en el reactor
RYield. El cálculo de estas variables sustituirá a los valores anteriormente especificados
en la pestaña Yield de dicho reactor.

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.

Aspen Plus 22 Calculator Block COMBUST. Cálculo

112
Y hecho esto, establecemos cuando deben aplicarse estos cálculos:

Aspen Plus 23 Calculator Block COMBUST. Orden de ejecución

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.

Aspen Plus 24 RYield. Distribución de tamaño de partículas

- 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:

 Q: Calor de reacción correspondiente a la descomposición del combustible en

sus componentes elementales.
 KB-O85: Cantidad de oxígeno alimentado al gasificador. Las reacciones de
combustión son exotérmicas, por lo que cuanto más oxígeno introducimos
mayor es la temperatura alcanzada.
 JB-VAP30: Cantidad de vapor alimentado al gasificador. El vapor forma parte
de las reacciones de gasificación, las cuales son endotérmicas, y además actúa
como moderador, por lo que la temperatura disminuye cuanto más vapor se
inyecta al reactor.
 B-N2GASI: Cantidad de nitrógeno alimentado. Actúa como moderador,
disminuyendo la temperatura de la cámara de reacción.

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.

Una vez definidas las condiciones de operación debemos establecer el método de

cálculo para la determinación de las composiciones en equilibrio (Calculation options).
En este punto se nos presentan dos opciones posibles:

Calculate phase equilibrium and chemical equilibrium: el reactor realiza el cálculo

de las composiciones finales en base a las condiciones de operación y la composición de
la alimentación no siendo necesaria ninguna información adicional.

Restrict chemical equilibrium: Esta opción nos permite la introducción de las

reacciones químicas que tienen lugar en el proceso. Esta ha sido la opción seleccionada
en nuestra simulación, introduciendo las siguientes reacciones para el modelado del
proceso:

114
 Aspen Plus 25 Reacciones proceso gasificación

Una comparación de los resultados utilizando ambas opciones arroja diferencias

mínimas en la composición estimada por ambas.

4.3.6.1.5. Resultados

- B-PIROLI

En la siguiente tabla podemos ver como a su paso por el reactor la corriente B-

PIRO-E compuesta por el sólido no convencional COAL es descompuesta en
sus componentes elementales:

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

Tabla 19 Resultados B-PIROLI

Una vez el sólido no convencional COAL ha sido descompuesto, ya es posible

trabajar en unidades molares en vez de unidades másicas.

- 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

Tabla 20 Resultados corriente B-RAWGAS

% molar gas de síntesis sin tratar

1,16 0 4,18
3,18

10,37
H2O
N2
H2
20,74
CO
60,23 CO2
H2S

Figura 42 Resultados composición del gas de síntesis sin tratar

Otra característica de especial interés cuando el gas de síntesis es utilizado para

la obtención de energía es su poder calorífico. Para su estimación, recurrimos a

117
 una Property Set llamada QVALNET, que calcula el poder calorífico inferior de
la mezcla de gases:

QVALNET
kJ/kg 10012,61

4.3.6.1.6. Análisis de sensibilidad

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.

En este apartado analizaremos como afectan los cambios en las corrientes de

entrada al gasificador, a las condiciones de operación del mismo, así como a la
composición final y a las propiedades del gas de síntesis producido.

- Variación de “ER”

Comenzaremos variando la cantidad de oxígeno alimentada al gasificador.

Como recordaremos la “Relación de equivalencia” se definía de la siguiente
forma:

Donde el caudal molar de oxígeno necesario para la combustión completa venía

dado por la propiedad COMB-O2 y era igual a 6029,96188 kmol/hr.
El análisis de sensibilidad nos permite realizar el estudio con variables de
entrada, es decir, no podemos utilizar variables que sean calculadas durante la
simulación, por lo que nuestro parámetro a variar será el caudal molar de
oxígeno alimentado. En la siguiente tabla asignamos un valor a ER, y a partir de
él y del valor proporcionado por COMB-O2 calculamos los distintos valores de
caudal de oxígeno alimentado que serán utilizados en el estudio.

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

Tabla 21 Variación del oxígeno alimentado al gasificador

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:

 Calculate phase equilibrium and chemical equilibrium, ya que las

reacciones establecidas en la opción Restrict chemical equilibrium son
propias del proceso de gasificación, y en este caso, para valores altos de ER, las
reacciones de combustión tanto del carbón, del CO, así como de otros
componentes como el azufre tomarán protagonismo.
 RGibbs considers all components as products, por la misma razón que
la especificada anteriormente es importante tener activada esta opción, ya que se
producirán otros compuestos impropios del proceso de gasificación que deberán
tenerse en cuenta a la hora del cálculo de las composiciones.

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.

- Variación de la composición con el ER

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

Y a continuación definimos la variable manipulada, estableciendo los valores de

la misma para los que queremos realizar el estudio:

Aspen Plus 27 Análisis de sensibilidad ER / Composición. Variable manipulada

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

Y por último, seleccionamos que la simulación sea reiniciada para asegurarnos

de que nuestros cambios surgen efecto:

Aspen Plus 29 Análisis de sensibilidad ER / Composición. Opciones

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

Figura 43 Resultados análisis de sensibilidad ER / Composición

El hidrógeno y el monóxido de carbono son los principales constituyentes del

gas de síntesis, por lo tanto, aquellos valores de ER que produzcan un gas de
síntesis rico en estos dos componentes serán los valores buscados para el
proceso. Por otro lado, valores altos de dióxido de carbono indican que se están
produciendo reacciones de combustión indeseadas, siendo indicativo del límite
superior de oxígeno que debemos suministrar al gasificador, mientras que
valores altos de metano, son propios de la zona de pirolisis, siendo indicativo del
límite inferior del proceso. Por lo tanto, según los datos obtenidos, los valores
límites de ER para nuestro proceso están entre 0,35 y 0,50, por lo que estos
serán los valores utilizados en los siguientes análisis.

122
 0,7

0,6

Fracción molar 0,5

0,4 H2

0,3 CO
CO2
0,2
CH4
0,1

0
0,35 0,4 0,45 0,5
ER

Figura 44 Resultados análisis de sensibilidad ER / Composición, rango gasificación

- Variación de la temperatura con el ER

Para la realización de este estudio, creamos un nuevo análisis de sensibilidad,

definiendo la temperatura de la corriente B-RAWGAS como variable de estudio
y manteniendo la cantidad de oxígeno suministrada como variable manipulada:

Aspen Plus 30 Análisis de sensibilidad ER / Tª. Variables

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

Figura 45 Resultados análisis de sensibilidad ER / Tª

- Variación de la composición y la temperatura con “SR”

En este caso la variable manipulada será el caudal de vapor que es alimentado al

gasificador. Este caudal venía definido por la siguiente relación:

donde la cantidad de carbono presente en la alimentación es de 63542,31 kg/hr.

Con este dato realizaremos nuestro análisis y calcularemos la cantidad de vapor
suministrada para una relación de vapor desde 0,1 a 0,4, estudiando el efecto de
estos cambios sobre la composición del gas de síntesis y la temperatura de salida
de la corriente.

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

Tabla 22 Variación del vapor alimentado al gasificador

Las variables de estudio son las mismas que en los análisis de variación del ER,
lo que cambia es la variable manipulada:

Aspen Plus 31 Análisis de sensibilidad SR. Variable manipulada

Los resultados obtenidos se muestran en los siguientes gráficos:

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

Figura 46 Resultados análisis de sensibilidad SR / Composición

125
 1520

1500

1480

1460
Tª (ºC)

1440

1420

1400

1380
0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5
SR

Figura 47 Resultados análisis de sensibilidad SR / Tª

126
 4.3.6.2. Simulación del enfriamiento del gas de síntesis

Aspen Plus 32 Diagrama de flujo enfriamiento del gas de síntesis

La corriente BC-RAWGA representa el gas de síntesis a la salida del gasificador una

vez se han retirado las partículas sólidas (cenizas). Este gas se encuentra a una
temperatura de 1500 ºC y a una presión de 25 bar y pasa por tres etapas de enfriamiento
que están modeladas por las siguientes unidades:

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

Split 0,527 (C-GREC1)

fraction

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:

Aspen Plus 33 Secuencia convergencia

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

4.4.1. Fundamento teórico y tecnología disponible

El gas de síntesis producido en la gasificación está compuesto principalmente de

hidrógeno y monóxido de carbono, presentando en menor medida dióxido de carbono,
vapor de agua y varias impurezas. Las principales impurezas presentes son las cenizas
volantes arrastradas en la gasificación y los compuestos de azufre. Aproximadamente el
93-96 % de azufre es convertido a H2S, mientras que el resto es convertido en COS. Se
encuentran también presentes compuestos nitrogenados como el NH3 y el HCN, así
como partículas sólidas de carbón sin reaccionar.

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:

 Absorción química o física en un disolvente líquido que luego es regenerado.

 Adorción química o física mediante partículas sólidas.
 Difusión a través de membranas semipermeables.

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

El principal desafío de estos sistemas es reducir la cantidad de los contaminantes a un

nivel permitido para su emisión al medio de la forma más económica posible. En
principio la eliminación del H2S no debería de resultar un problema, pues es fácil de
eliminar cuando se encuentra como único contaminante. Sin embargo, la solubilidad del
COS en este tipo de solventes es mucho menor que la de H2S, dificultando su
eliminación.

Los procesos de absorción se basan en el lavado del gas de síntesis mediante un

disolvente líquido, que remueve selectivamente los componentes ácidos (principalmente
H2S y CO2) del gas. Posteriormente, el disolvente es regenerado y recirculado al
absorbedor, que generalmente es una columna de platos. En el caso del lavado físico la
regeneración se consigue mediante el aumento de la temperatura, que deduce la
solubilidad del gas ácido, mientras que en el caso del lavado químico el aumento de la
temperatura produce la rotura del enlace químico formado.

Para absorción física, la capacidad del lavado depende principalmente de la ley de

Henry, siendo proporcional por lo tanto a la presión parcial del componente a ser
removido. Esto conlleva que la cantidad de disolvente necesaria es aproximadamente
proporcional al volumen del gas a procesar.

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.

Figura 48 Capacidad de absorción [9]

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:

a) Aminas primarias: monoetanolamina (MEA) y dietilenglicolamina (DGA).

b) Aminas secundarias: dietanolamina y diisopropanolamina (DIPA).
c) Aminas terciarias: Trietanolamina (TEA) y metildietanolamina (MDEA).

Figura 49 Disolventes absorción química [8]

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.

La absorción química está basada en las siguientes reacciones:

RNH2 + H2S  RNH2···H···SH

R2NH + H2S  R2NH···H···SH
R3N + H2S  R3N···H···SH
RNH2 + CO2  RNH2··· CO2
R2NH + CO2  R2NH··· CO2
R3N + CO2  R3N··· CO2

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.

El esquema básico del proceso es el siguiente:

Figura 50 Proceso MDEA [8]

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

Esquema básico del proceso:

Figura 51 Proceso Selexol [8]

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

En este tipo de procesos el disolvente utilizado es metanol enfriado a temperaturas entre

-40 y -62 ºC, siendo altamente selectivo para H2S y COS (valores menores de 0.1 ppmv
para H2S y COS en el gas limpio), por lo que no requiere operación previa de

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.

Esquema del proceso:

Figura 52 Proceo Rectisol [8]

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

4.4.1.2. Limpieza del gas de síntesis en caliente

En los procesos convencionales es necesario reducir la temperatura del gas de síntesis

hasta temperatura cercanas a la ambiente. Si este gas es utilizado posteriormente para
obtener energía en una turbina de gas, es necesario su posterior calentamiento hasta
temperaturas de 500-1000 ºC, por lo que el proceso no resulta eficiente
energéticamente.

Por esta razón, las investigaciones se centran en el desarrollo de un sólido absorbente

capaz de trabajar a altas temperaturas. Óxidos metálicos como ZnO, MnO, Zn-Ti-O ó
Cu-Zn-Ti-O han demostrado ser capaces de remover H2S de gas natural y otras mezclas
de gases.

El proceso está basado en la siguiente reacción:

ZnO (s) + H2S  ZnS (s) + H2O (g)

La regeneración del óxido está basada en la oxidación del sulfuro metálico:

ZnS (s) + O2 (g)  ZnO (s) + SO2 (g)

Los principales problemas de esta tecnología son los siguientes:

· Presencia en el gas de síntesis te compuestos alcalinos y agua que provocan la
corrosión de los equipos. Para evitar el uso de materiales excesivamente caros es
necesario disminuir la temperatura hasta unos 540 ºC para la condensación de
estos compuestos alcalinos.
· Dificultad para remover el mercurio presente a altas temperaturas, así como
otros compuestos como el NH3, el HCN o el COS.
· La alta temperatura provoca un aumento en el volumen del gas, aumentando por
tanto el volumen de los equipos utilizados.

Debido a estas razones esta tecnología aun no es comercialmente viable.

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.

4.4.3.Modelado de las unidades de limpieza. Aspectos

generales

En muchas de las unidades de limpieza se producen procesos de absorción, donde los

contaminantes presentes en el gas pasan a la fase líquida produciéndose su ionización.
El comportamiento no ideal de la fase líquida debido a los cambios de PH relacionados
con la ionización de los gases disueltos en el disolvente hace que necesitemos un
método de estimación de las propiedades termodinámicas basado en el coeficiente de
actividad. Para este tipo de procesos con presencia de electrolitos el modelo adecuado a
seleccionar es el llamado ELECNRTL [10], [15], mientras que para aquellas unidades
en donde no exista una fase líquida con un comportamiento no ideal seguiremos
utilizando el modelo basado en la ecuación de estado de Peng-Robinson.

En los procesos de absorción un componente se transfiere de una fase a otra,

separándose las fases líquida y vapor en equilibrio, por lo que la ley de Henry es
utilizada para modelar el equilibrio junto con el modelo termodinámico ELECNRTL.
Esta ley establece que, a temperatura constante, la presión parcial del componente “i” en
un volumen de gas en equilibrio con un líquido es directamente proporcional a la
fracción molar de ese componente en la fase líquida. Suponiendo un comportamiento
ideal, la ley se formula de la siguiente forma:

= fracción molar de i en la fase gas

P = presión total
= fracción molar de i en la fase líquida

La constante de Henry es función de la temperatura; al aumentar la temperatura, se

incrementa la energía cinética de las partículas de soluto y solvente, con lo que las

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.

Si consideramos un comportamiento no ideal, la fugacidad ( ) describe de manera más

precisa el comportamiento del componente en la fase gaseosa. La fugacidad tiene las
mismas unidades que la presión, y está relacionada con la misma de la siguiente forma:

Para un gas ideal, la fugacidad es igual a su presión, por lo que . Esto implica la
sustitución de P en la ecuación anterior:

Para el caso de la fase líquida podemos proceder de forma análoga a través de la

actividad (ai), que se relaciona con la facción molar en fase líquida mediante el
coeficiente de actividad, el cual proporciona una medida de la desviación al
comportamiento ideal. Sustituyendo xi:

Expresión utilizada por Aspen Plus para el

cálculo.

La constante de Henry se calcula a través de la siguiente fórmula, que tiene en cuenta la

dependencia de la misma con la temperatura:

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]

Estos valores pueden consultarse, o modificarse en el menú Properties / Parameters /

Binary interaction / HENRY-1.

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.

4.4.4.Lavador tipo Venturi

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

Aspen Plus 35 Diagrama de flujo sección lavado

En este proceso se produce la absorción de especies gaseosas en agua, existiendo

reacciones que involucran electrolitos en la fase líquida. Por lo tanto, el método
termodinámico utilizado será ELECTRNL junto con la Ley de Henry. Para establecer
los compuestos iónicos que intervienen en el proceso podemos utilizar la herramienta
Electrolytes Wizard, a la que podemos acceder en el menú Components /
Specifications. El primer paso consiste en el establecimiento de los compuestos base a
partir de los cuales se generarán los compuestos iónicos; para el caso del lavado de
gases seleccionamos los siguientes compuestos presentes en la corriente de entrada de la
unidad de lavado: H2O (por defecto), H2S, CO2, H3N, HCl, CHN, NaOH.

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:

Una vez generadas las especies iónicas y sus reacciones correspondientes

seleccionamos la opción “True component”. Esta opción trabaja con las especies iónicas

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

Finalizado el proceso, las especies iónicas quedan incluidas en la lista de compuestos,

junto con los compuestos ya existentes, definiendo además los componentes para los
que se utilizará la Ley de Henry para el cálculo de la solubilidad.

Aspen Plus 37 Componentes cálculo Ley de Henry

Las reacciones generadas quedan registradas en el apartado Reactions / Chemistry,

donde además de consultarlas o editarlas también podemos ver los parámetros con los
que se calculará la constante de equilibrio para dichas reacciones.

143
 Aspen Plus 38 Reacciones con especies iónicas

Finalizados estos pasos ya estamos en disposición de definir las corrientes y las

unidades de operación que formarán el diagrama de flujo del proceso.

4.4.4.1.1. Corrientes de entrada

- D-H2O

Esta corriente representa el líquido de lavado, en este caso agua, en el que se

solubilizarán los compuestos que nos interesan remover de la corriente gaseosa.

Temperature 20 ºC

Pressure 23,6 bar

Total mass flow 17700 kg/hr

Mass-Frac H20 1

El caudal de agua se ha establecido en torno al 9% del caudal total de gases a la entrada

del lavador (ver análisis de sensibilidad).

- 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

Pressure 23,6 bar

Total mass flow 96,2 kg/hr

Mass-Frac H2O 0,85

Mass-Frac NaOH 0,15

4.4.4.1.2. Unidades del bloque

- D-VENT

Block RadFrac

Property method ELECNRTL

Calculation type Equilibrium

Number of stages 10

Condenser None

145
 Reboiler None

Pressure stage 1 23,6 bar

Disitribución de las corrientes de entrada

CD-GASFR Above Stage 11

D-H2O Above Stage 1

D-NAOH Above Stage 10

Cuando no existen condensador ni calderín, las corrientes gaseosa (CD-GASFR) y

líquida (D-H2O) deben introducirse por el fondo y por la cabeza de columna
respectivamente. El gas de síntesis entra en la unidad a 24,8 bares y la presión de
operación de la columna se establece en 23,6, suponiendo por tanto una pérdida de
carga de 1,2 bares.

Debido a que el modelo termodinámico que utiliza la columna (ELECNRTL) no es el

mismo que se utiliza en la simulación global (PENG-ROB) debemos definir este
modelo específicamente para nuestra unidad. Para ello accedemos a Blocks / D-VENT /
Block Options

Aspen Plus 39 Calculo de propiedades. ELECNRTL

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

Tabla 23 Resultados D-VENT

Como podemos observar, en la corriente DE-VENTF se encuentran presentes

especies de carácter iónico, generadas debido a las reacciones que tienen lugar
en el medio acuoso cuando se transfieren las especies de la fase gaseosa a la fase
líquida.

Debido a que el principal objetivo del lavado de gases es la separación de la

corriente gaseosa de los compuestos NH3 y HCl, vamos a cuantificar a
continuación la cantidad de ambos compuestos que hemos sido capaces de
separar, así como su distribución a lo largo de la unidad.

- Grado de separación de NH3 y HCl

El grado de separación de un determinado compuesto “i” se obtiene mediante la

relación entre el caudal de “i” en una corriente de salida y la cantidad de “i”
presente en la corriente de entrada:

Corriente de entrada CD-GASFR Corriente de entrada CD-GASFR

Mole flow NH3 kmol/hr 0,190 Mole flow HCL kmol/hr 0,554
Corriente gaseosa de salida DF-VENTC Corriente gaseosa de salida DF-VENTC
Mole flow NH3 kmol/hr 9,196E-16 Mole flow HCL kmol/hr 2,679E-19
% NH3 en la fase gas ≈ 0 % HCL en la fase gas ≈0

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:

Siendo necesario para calcular la cantidad de amoniaco presente en la corriente

de salida tener en cuenta tanto el NH3 en forma molecular que sale de la
corriente, como la cantidad de formado en la reacción con el agua.

Balance de NH3: (NH3)CD-GASFR = (NH3)DF-VENTC + (NH3)DE-VENTF + ( )DE-VENTF

Balance de HCl: (HCl)CD-GASFR = (HCl)DF-VENTC + (HCl)DE-VENTF + (Cl-)DE-VENTF

Corriente de entrada CD-GASFR Corriente de entrada CD-GASFR

Mole flow NH3 kmol/hr 0,190 Mole flow HCL kmol/hr 0,554
Corriente líquida de salida DE-VENTF Corriente líquida de salida DE-VENTF
Mole flow NH3 kmol/hr 6,265E-5 Mole flow HCL kmol/hr 2,287E-6
Mole flow NH4+ kmol/hr 0,190 Mole flow CL- kmol/hr 0,554
% NH3 en la fase líquida ≈ 100 % HCL en la fase gas ≈ 100

- Análisis de sensibilidad

En la siguiente gráfica podemos observar como varía la fracción molar del

amoniaco en la corriente gaseosa de salida del lavador según el caudal de agua
impuesto. Dicho caudal de agua está calculado como el porcentaje de la cantidad
total de gases de entrada al lavador.

Frac. Molar NH3 en corriente

DF-VENTC
1,50E-07
1,00E-07
5,00E-08
0,00E+00
6% 7% 8% 9% 10% 11% 12% 13% 14% 15%

Figura 54 Análisis de sensibilidad fracción amoniaco / caudal de agua

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.

La corriente gaseosa encargada de extraer los contaminantes de la fase líquida está

formada de vapor de agua, que bien puede ser inyectado directamente por el fondo de la
columna, o bien puede ser generado a partir del agua contenida en la propia corriente
líquida a través de un calderín.

El H2S es un ácido débil diprótico que sufre las siguientes reacciones de disociación
cuando es disuelto en agua:




Estas reacciones de equilibrio son fuertemente dependientes del PH, existiendo el

compuesto en una forma u otra dependiendo del valor que tome dicha propiedad. Este
efecto puede ser observado en el siguiente gráfico, que muestra el porcentaje de
concentración relativa de , y en función del PH en una disolución acuosa:

150
 Figura 55 Compuestos de azufre en función del PH

Cuando el PH es menor que 5,5, el H2S es prácticamente el único componente presente

en la disolución. Este disminuye su concentración a favor de la aparición de HS- al ir
aumentando el PH hasta alrededor de 8, donde obtenemos una mezcla de ambos
componentes prácticamente al 50 %. A partir de PH 8 y hasta PH 12 el componente
mayoritario pasa a ser el HS-, alcanzando su máximo a PH alrededor de 9,5. Por último
si el PH continúa aumentando a partir de 12, la especie mayoritaria pasa a ser el .

El amoniaco tiene un comportamiento similar al estudiado para el sulfuro de hidrógeno,

aunque esta vez se trata de una base débil que se disocia en agua según la siguiente
reacción:

151
 Figura 56 Porcentaje amoniaco / amonio en función del PH

Como podemos observar en el gráfico anterior, por debajo de PH 7 el ión amonio es

prácticamente el único compuesto presente en la disolución, mientras que a partir de PH
12 el compuesto mayoritario es el amoniaco en forma de gas disuelto. El rango
intermedio está formado por una mezcla de ambos.

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

Aspen Plus 40 Diagrama de flujo 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:

Property method: ELECNRTL

153
Henry components ID: GLOBAL
Chemistry ID: GLOBAL

4.4.5.1.1. Corrientes de entrada

- E-NAOH

Corriente de NaOH al 15% en peso cuya función es mantener el PH a unos valores

suficientemente elevados (PH > 10) para que el amoniaco se encuentre en forma de gas
disuelto y pueda ser desorbido en el stripper básico.

Temperature 20 ºC

Pressure 1,5 bar

Total mass flow 85 kg/hr

Mass-Frac H20 0,85

Mass-Frac NaOH 0,15

4.4.5.1.2. Unidades del bloque

- E-FLASH

Block Flash2

Temperature 53 C

Pressure 1,5 bar

154
 - Strippers

Block E-STRAC (RadFrac) E-STRBA (RadFrac)

Calculation type Equilibrium Equilibrium

Number of stages 5 8

Condenser None None

Reboiler Kettle Kettle

Reboiler duty 650 kW 550 kW

Pressure stage 1 1,5 bar 1,5 bar

Disitribución de las corrientes de entrada

E-FLASHF Above Stage 1 E- Above Stage

STRACC 5

E-FLASHC On Stage 4 STRNAOH Above Stage

1

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

El calderín tipo Kettle consiste en un intercambiador de carcasa y tubos. El líquido fluye

desde el fondo de la columna hasta la carcasa, lugar donde el fluido entra en contacto
con la superficie externa de los tubos, por donde circula un fluido caliente,
produciéndose la transferencia de calor y la evaporación de parte de la fase líquida. Este
vapor producido es recirculado a la columna, mientras que una parte de la fase líquida
es retirada por el fondo de la caldera, constituyendo la corriente líquida de salida de la
torre.

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

Tabla 24 Resultados E-STRAC

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

Prácticamente hemos conseguido remover la totalidad del H2S en la

corriente líquida, para lo que resulta necesario, como comentamos
anteriormente que el PH se mantenga por debajo de 5,5. A continuación se
muestra la distribución del PH a lo largo de las distintas etapas de la
columna:

1 3,62

2 3,63

3 3,63

4 3,63

5 3,57

Este PH es consecuencia de la presencia de especies ácidas en la propia corriente

de entrada. En el caso de que esta corriente tuviese un PH mayor, podemos
utilizar H2SO4 para controlar el PH de la columna y mantenerlo por debajo del
valor deseado.

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

Tabla 25 Resultados E-STRBA

Grado de separación de NH3 obtenido: 98,6 %

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

Tabla 26 Distribución de PH Stripper básico

Se observa un salto de PH en la etapa 5 ya que es sobre esta etapa donde se

introduce la corriente de entrada proveniente del stripper ácido.

Al final del proceso, una vez la corriente líquida procedente de la unidad de

lavado ha pasado por los dos strippers, obtenemos una corriente líquida de salida
y dos corrientes gaseosas. La corriente líquida está compuesta de agua pretratada
y sale de la planta para proseguir con su proceso de depuración, mientras las dos
corrientes gaseosas que salen por la cabeza de los strippers son mezcladas
(corriente EH-GASCL) y enviadas a una planta Claus de recuperación de azufre.

4.4.6. Unidades de desulfuración

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.

4.4.7. Hidrólisis del COS

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:

Este reactor utiliza un catalizador de alúmina y es capaz de convertir el 99 % del COS

en H2S, operando a una temperatura de unos 140 ºC.

4.4.7.1. Simulación del proceso

Aspen Plus 41 Diagrama de flujo hidrólisis del COS

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.

La composición de las corrientes de entrada DF-VENTC y HF-RECI pueden

consultarse en los resultados correspondientes al lavador tipo Venturi y a la planta Claus
respectivamente.

4.4.7.1.1. Unidades del bloque

- F-COSREA

Block RStoic

Temperature 140 C

Pressure - 1,6 bar


Fractional conversión: 0,99 (component COS)

- F-CC

Block Heater

Temperature 33 C

Pressure 22 Ar

162
 - F-SPLIT

Block FSplit

Stream FH-AHIDR

Split fraction 0,005

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.

Substream: Mole Flow

MIXED kmol/hr Mole Frac
H2O 1261,62 0,126
N2 1079,65 0,108
H2 1728,39 0,173
CO 5015,40 0,502
CO2 783,18 0,078
CH4 9,24 9,248E-04
H2S 110,07 0,011
COS 0,100 1,004E-05
H3N 0,014 1,448E-06
CHN 0,225 2,251E-05
Total Flow
kmol/hr 9987,89
Temperature C 33
Pressure bar 22

Tabla 27 Resultados corriente F-COS3

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.

4.4.8.1. Simulación del proceso

Aspen Plus 42 Diagrama de flujo MDEA

La corriente gaseosa de entrada con alto contenido en H2S (FG-AMDEA) se alimenta

por la parte inferior a la unidad de absorción a alta presión y baja temperatura (22 bar,
33 ºC), condiciones ideales para que se produzca la absorción del compuesto a remover.
En esta unidad, dicha corriente entra en contacto en contracorriente con una corriente
líquida (G-MDEA), que proviene de la parte superior de la columna y que está
compuesta por una disolución acuosa de MDEA (metildietanolamina), la cual es capaz
de remover el H2S de manera selectiva:

 .

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:

4.4.8.1.1. Corrientes de entrada

- G-MDEA

Temperature 33 ºC

Pressure 22 bar

Total mass flow 191500 kg/hr

Mass-Frac H20 0,5

Mass-Frac MDEA 0,5

4.4.8.1.2. Unidades del bloque

- ABS

Block RadFrac

Calculation type Equilibrium

Number of stages 12

Condenser None

Reboiler None

Pressure stage 1 22 bar

Disitribución de las corrientes de entrada

165
FG-AMDEA On-stage 12

G-MDEA Above Stage 1

- Unidades auxiliares

G-CC1

Block Heater

Temperature 98 ºC

Pressure 22 bar

G-VALV

Block Valve

Outlet 1,5 bar

pressure

G-CC2

Block Heater

Temperature 150 ºC

Pressure -0,7 bar

- G-DESOR

Block RadFrac

Calculation type Equilibrium

Number of stages 12

Condenser Partial-Vapor

Reboiler Kettle

166
 Pressure stage 1 1,5 bar

Reflux ratio (mass) 1.9

Boilup ratio (mass) 0,4

Disitribución de las corrientes de

entrada

G-ADESOR Above Stage 2

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:

 Reflux ratio: Relación entre el caudal de líquido que es recirculado a la

columna y el caudal de gas que sale como destilado.
 Boilup ratio: Relación entre el caudal de vapor que procede del calderín y
asciende a la siguiente etapa de la columna y el caudal de líquido que sale por el
fondo de la misma.

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

Tabla 28 Resultados G-ABS

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:

% molar gas de síntesis sin % molar gas de síntesis tratado

tratar 0,0014
H2O 3,57 1,16
1,16 0 4,18 H2O
3,18 N2 13,02
10,37 N2
H2 H2
20,74 CO 21,05
CO
60,23 61,08
CO2 CO2
H2S H2S

Figura 58 Comparación composiciones gas sin

tratar y tratado

En el siguiente gráfico se muestra el perfil de concentración de H2S a lo largo de la

columna:

Fracción molar
0,000 0,005 0,010 0,015 0,020
0

4 h2svapor
h2sliq
6
hs-
8

10

12

14

Figura 59 Perfil de H2S a lo largo del absorbedor

Por otra parte, el cálculo del grado de separación de H2S obtenido en la unidad es el
siguiente:

Corriente de entrada FG-AMDEA

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

Tabla 29 Resultados G-DESOR

170
 Perfil de concentración de H2S a lo largo de la columna

0 0,0005 0,001 0,0015 0,002 0,0025

h2svapor 5

0 0,05 0,1 0,15 6

1
7

8
2
9

3 10

11

4 12

Figura 60 Perfil H2S en el desorbedor

El grado de H2S que logramos desorber en la columna es el siguiente:

Corriente de entrada G-ADESOR

Mole flow H2S kmol/hr 26,50
Mole flow HS- kmol/hr 82,90
Corriente gaseosa de salida GH-DESOC
Mole flow H2S kmol/hr 107,12
% H2S separado en la fase gas 97,92

Mientras que la cantidad de MDEA que logramos recuperar para su recirculación al

absorbedor (no simulada) sería de:

Corriente de entrada G-ADESOR

Mole flow MDEA kmol/hr 446,97
Mole flow MDEA+ kmol/hr 356,53
Corriente gaseosa de salida GH-DESOC
Mole flow MDEA kmol/hr 7,302E-06
% MDEA separado de la fase gas 99,99

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:

Figura 61 Proceso Claus [24]

- 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.

H2S + 1,5 O2  SO2 + H2O

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:

2H2S + SO2  1,5 S2 + 2H2O

Los gases de combustión producidos en el horno son introducidos en una caldera,

siendo parcialmente enfriados y generando vapor. A continuación, el gas es refrigerado
en el primer condensador, separando el azufre producido en fase líquida. El azufre es un
compuesto alotrópico, encontrándose de una forma u otra según la temperatura del
proceso. A las temperaturas del horno, prácticamente todo el azufre está en estado vapor
en forma de S2; cuando es enfriado, las especies S6 y S8 comienzan a estar presentes de
forma notable, siendo imperceptible la cantidad de S2 por debajo de los 400 ºC. Si
continuamos enfriando, por debajo de los 250 ºC, la especie S6 también comienza a
disminuir, siendo el componente mayoritario el S8.

Figura 62 Estructura del azufre según temperatura

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:

2H2S + SO2  0,5S6 + 2H2O

2H2S + SO2  3/8S8 + 2H2O

Ambas reacciones son exotérmicas, por lo que la recuperación del azufre está
favorecida a bajas temperaturas, tal como se muestra en el siguiente gráfico:

Figura 63 Perfil de temperaturas del proceso Claus [25]

Debido a esto, la temperatura de recalentamiento se establece con un margen de

seguridad por encima de la temperatura de fusión del azufre, pero no demasiado elevada
para favorecer la reacción.

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.

El azufre recuperado en las plantas Claus se utiliza para la fabricación de diversos

productos como medicamentos, cosméticos o fertilizantes.

4.4.9.1. Simulación del proceso

Aspen Plus 43 Diagrama de flujo proceso Claus

Vamos a dividir el esquema general en dos para poder apreciar correctamente el nombre
de las corrientes y de las unidades que lo componen:

Aspen Plus 44 Diagrama de flujo Claus etapa térmica

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).

En este bloque el modelo termodinámico utilizado es Peng-Robinson para los reactores

y ELECNRTL para el resto de unidades auxiliares.

4.4.9.1.1. Corrientes de entrada

- H-AIR

Temperature 20 ºC

Pressure 1,5 bar

Total mole flow (Calculator block)

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.

En primer lugar creamos las variables que intervendrán en el cálculo:

177
 Aspen Plus 46 Calculator block HORNO1. Variables

 VCOMBO2: Valor proporcionado por la propiedad COMB-O2 para la corriente

H-H2S.
 CAUDALO2: Caudal de oxígeno para la corriente H-AIR
 CAUDALN2: Caudal de nitrógeno para la corriente H-AIR

Y a continuación procedemos a introducir los cálculos necesarios:

Aspen Plus 47 Calculator block HORNO1. Cálculo

En la primera línea se define el caudal de oxígeno de la corriente de aire alimentado al

reactor como 1/3 de la cantidad necesaria para oxidar todo el H2S presente, mientras que
en la segunda línea se establece el caudal de nitrógeno teniendo en cuenta la proporción
en la que se encuentran ambos elementos en el aire.

178
Por último, para que el cálculo se realice de forma correcta definimos las variables que
deben importarse y exportarse:

Aspen Plus 48 Calculator block HORNO1. Orden de ejecución

Los resultados obtenidos son los siguientes:

Variable Valor (kmol/hr)

VCOMBO2 169,42

CAUDAL02 55,91

CAUDALN2 210,32

4.4.9.1.2. Unidades del proceso

- Etapa térmica

Hornos

Nombre H-HORNO1 Nombre H-HORNO2

Block RStoic Block RStoic

Temperature 1000 C Temperature 1000 C

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

Frac. Conversión H2S: 0,5

Enfriamiento y separación

Nombre H-CC1 Nombre H-FLS1

Block Heater Block Flash2

Temperature 270 C Temperature 270 C

Pressure 1,5 bar Pressure 1,5 bar

- Etapa catalítica

Reactores

Nombre H-REAC1 (1º sub-etapa) Nombre H-REAC2 (2º sub-etapa)

Block RStoic Block RStoic

Temperature 270 C Temperature 210 C

Pressure 1,5 bar Pressure 1,5 bar

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

Nombre H-CC2 H-FLS2 H-FLS3

(1º sub-etapa) (1º sub-etapa) (2º sub-etapa)

Block Heater Flash2 Flash2

Temperature 210 C 210 C 210 C

Pressure 1,5 bar 1,5 bar 1,5 bar

Reactor de hidrogenación

Nombre H-HIDROG

Block RGibbs

Temperature 210 C

Pressure -0,1 bar

Acondicionamiento de la corriente de salida para su recirculación

Nombre H-COMP Nombre H-CC3

Block Compr Block Heater

Discharge pressure 23,6 bar Pressure 23,6 bar

Type Isentropic Temperature 141 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

Tabla 30 Resultados corriente H-GASCLA

- Composición de la corriente de salida de la etapa térmica

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

Tabla 31 Resultados corriente H-MIX2

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%.

- Composición de las corrientes de salida de las etapas catalíticas

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

Tabla 32 Resultados corrientes H-REAC1 y H-REAC2

 Cantidad de azufre producido y separado en la sub-etapa catalítica 1: 20,54

kmol/hr (658,78 kg/hr)
 Conversión global del proceso en esta etapa: 94,2 %
 Cantidad de azufre producido y separado en la sub-etapa catalítica 2: 3,08
kmol/hr (98,77 kg/hr)
 Conversión global del proceso en esta etapa: 97,1 %
Finalmente, hemos conseguido una conversión global del 97,1 %. A continuación, el
gas de cola, que aun contiene compuestos de azufre, 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.

- Composición de la corriente de salida de la etapa de hidrogenación

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

Tabla 33 Resultados corriente H-HIDROG

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

Tabla 34 Resultados corriente H-AZUFRE

4.5. Generación de potencia. El ciclo combinado

Uno de los parámetros fundamentales en una central termoeléctrica es la eficiencia o

rendimiento, que indica la parte de la energía del combustible que se transforma de
forma efectiva en energía eléctrica. La importancia de desarrollar centrales con una
mayor eficiencia se fundamenta en:

• Reducir costes, por un menor consumo específico de combustible.

• Reducir el impacto medioambiental, puesto que se minimiza la emisión de
contaminantes por kWh producido.
• Preservar recursos de combustibles limitados (gas natural, petróleo, carbón).

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:

Donde U es la energía interna del sistema, Q es la cantidad de calor aportado al sistema

y W es el trabajo realizado por el sistema.

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.

Podemos representar las transformaciones de energía en una máquina térmica mediante

su diagrama de flujo de energía. La máquina en si está representada por un círculo. El
calor suministrado a la máquina por el depósito caliente es proporcional (QC) a la
anchura de la “tubería” de entrada por la parte superior del diagrama. De igual manera,
la anchura de la “tubería” de salida que está abajo es proporcional al calor desechado
hacia el depósito frío (QF). El ramal de la derecha representa la porción de calor que se
transforma en trabajo mecánico (W).

185
 Figura 64 Esquema básico de máquina térmica [27]

De esta forma podemos definir la eficiencia térmica de la máquina como el cociente

entre el trabajo producido y el calor absorbido por el depósito caliente:

La eficiencia representa, por tanto, la fracción de calor que se convierte en trabajo. La

máquina más eficiente es aquella en la que el trabajo realizado se acerca más al calor
absorbido y en la que, por tanto, el calor desperdiciado, cedido al depósito frío, se
acerque más a cero.

- Ciclo termodinámico

La mayoría de los dispositivos que producen potencia trabajan en ciclos; un ciclo

termodinámico consiste en una serie de procesos sucesivos que involucran transferencia
de calor y trabajo hacia o desde el sistema, variando presión, temperatura y otras
variables de estado a medida que ocurren dichos procesos y retornando al estado inicial
al final del ciclo.

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]

Las idealizaciones y simplificaciones generalmente empleadas en los análisis de los

ciclos de potencia, pueden resumirse de la siguiente forma:

 El ciclo no implica ninguna fricción. Por lo tanto el fluido de trabajo no

experimenta ninguna reducción de presión cuando fluye en tuberías o
dispositivos como los intercambiadores de calor
 Todos los procesos de compresión y expansión se dan en el modo de cuasi
equilibrio
 Las tuberías que conectan a los diferentes componentes de un sistema están bien
aisladas y la transferencia de calor por ellas es despreciable
 Se desprecian cambios en la energía cinética y potencial del fluido, ya que estos
términos son pequeños comparados con los otros términos de la ecuación de
energía.

- Diagrama T-S

El diagrama temperatura-entropía es de especial utilidad en el análisis de un ciclo ideal

de potencia. El calor total transferido durante un proceso internamente reversible puede
obtenerse mediante la siguiente expresión:

Qint rev = (1)

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.

Para resolver la ecuación (1) necesitaríamos conocer la relación entre T y S durante el

proceso, aunque existen casos especiales en los que esta integración puede realizarse
fácilmente. Este es el caso de los procesos isotérmicos internamente reversibles, donde
el calor transferido puede expresarse de la siguiente forma:

Qint rev = T0ΔS

La entropía de una masa puede cambiar debido a una transmisión de calor o a la

presencia de irreversibilidades. Por lo tanto en aquellos procesos adiabáticos e
internamente reversibles no se producirá un cambio en la entropía, por lo que estos
procesos se denominan isentrópicos y son representados como una línea vertical en el
diagrama T-S. Podemos observar como el área bajo la curva es cero, ya que el proceso
es adiabático y no existe transferencia de calor.

188
 Figura 67 Proceso isentrópico [29]

Muchos dispositivos como bombas o turbinas operan de forma adiabática y se diseñan

de forma que las irreversibilidades sean mínimas, por lo que la aproximación de proceso
isentrópico puede constituir un modelo apropiado para este tipo de equipos.

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.

Figura 68 Diagrama T-S ciclo [29]

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”:

1. Se asume que el fluido de trabajo es aire: La energía necesaria para el

funcionamiento del ciclo se obtiene a través de la combustión de una sustancia.
Esta se produce en la llamada cámara de combustión, donde el combustible y el
aire se mezclan. Al tratarse de una reacción química la composición del gas de
salida es diferente a la del aire, pero debido a que el aire se alimenta en exceso y
está formado mayormente por nitrógeno, el cual es prácticamente inerte,
podemos asumir que el fluido de trabajo es aire en todo el ciclo.

2. Todos los procesos del ciclo son internamente reversibles.

3. El proceso de combustión es reemplazado por un proceso de adición de calor

desde una fuente externa.

4. En realidad en este tipo de ciclos el gas no completa el ciclo termodinámico, si

no que es emitido fuera del ciclo (gases de escape) y reemplazado
posteriormente. Para realizar el análisis, suponemos que el gas es devuelto a su
estado inicial a través de un proceso de transferencia de calor a un foco frío.

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]

En primer lugar el aire entra en el compresor, aumentando tanto su presión como su

temperatura. A continuación este aire es alimentado a la cámara de combustión donde
reacciona con el combustible a presión constante. Los gases a alta temperatura
resultantes de la combustión entran en la turbina de gas, donde el gas es expandido
hasta presión atmosférica, produciendo trabajo a través del giro de los álabes de la
turbina. Por último los gases de salida son expulsados al ambiente.

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.

Figura 70 Ciclo Brayton cerrado [29]

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:

 1-2 Compresión isentrópica

 2-3 Adición de calor a presión constante
 3-4 Expansión isentrópica en la turbina
 4-1 Cesión de calor a presión constante

Figura 71 Diagramas ciclo de gas ideal [29]

- Eficiencia del ciclo

La eficacia del ciclo termodinámico viene dada por la siguiente expresión:

é
(2)

Siendo el calor transferido al fluido (qin) y el calor cedido por el fluido (qout) por unidad
de masa:

qin = h3 – h2 = Cp * (T3 – T2)

qout = h4 – h1 = Cp * (T4 – T1)

Sustituyendo qin y qout en (2) obtenemos:

é
(3)

Los procesos 1-2 y 3-4 son iséntropicos,

192
 siendo

mientras que los procesos de absorción y cesión de calor ocurren a presión constante,
P2 = P3 y P4 = P1

Por lo que podemos escribir:

Sustituyendo esta ecuación en la expresión de eficiencia (3):

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.

En el siguiente gráfico se representa la evolución de la eficiencia térmica con la relación

de presiones para un valor de k = 1.4, que es el valor de la relación de calores
específicos del aire a temperatura ambiente:

Figura 72 Eficiencia térmica / Relación de presiones [29]

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.

El aire además de actuar como elemento oxidante en las reacciones de combustión,

ayuda a mantener la temperatura de la turbina, actuando como refrigerante y
protegiendo los componentes de la misma. Esto es posible ya que el aire es alimentado
en exceso, pudiendo alcanzar relaciones de masa aire-gas superiores a 50.
Debido a que el fluido de trabajo es un gas (elevado volumen específico), el trabajo
requerido para su compresión es mayor que en el caso de un líquido, por lo que el
trabajo requerido por los compresores en las plantas productoras de potencia es elevado,
sobre todo si las eficiencias isentrópicas tanto del compresor como de la turbina son
bajas. Por tanto, las turbinas de gas son mayores que las turbinas de vapor para una
misma cantidad de trabajo producido, ya que tienen que suplir a los compresores de la
potencia necesaria para la compresión del fluido.

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.

- Desviaciones respecto al ciclo ideal

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]

Estas desviaciones del compresor y la turbina pueden ser cuantificadas mediante el

concepto de eficiencia isentrópica:

ƞC = Eficiencia insentrópica del compresor

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 del compresor y la turbina en el caso real.

- Ciclos de vapor

En este tipo de ciclos el fluido de trabajo experimenta un cambio de fase, evaporándose

en la etapa de adición de calor y condensándose en la etapa de enfriamiento.

Las razones por las que usar en un ciclo termodinámico una sustancia que cambie de
estado son muy poderosas:

 El proceso de evaporación / condensación posee un gran potencial de

almacenamiento de energía.
 Mientras se produce la vaporización o la condensación la transferencia de
energía se realiza a temperatura y presión constantes. El líquido se lleva
hasta su punto de ebullición, entonces se mantienen fijas la temperatura y la
presión hasta que todo el líquido se ha convertido en vapor. Estamos así ante
un escenario en el que se produce una elevada transferencia de calor bajo
condiciones reversibles.

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.

Figura 74 Transferencia de calor en fase mixta

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

De los ciclos termodinámicos con cambios de fase, el más importante es el ciclo de

Rankine, que es un ciclo de potencia representativo del proceso termodinámico que
tiene lugar en una central térmica de vapor.

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.

Etapas del ciclo:

 1-2 Compresión isentrópica en la bomba

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

Figura 75 Ciclo Rankine [29]

El agua entra en la bomba en el estado 1 correspondiente a líquido saturado y es

comprimida isentrópicamente a la presión de operación de la caldera. En la caldera el
agua entra como líquido comprimido (estado 2) y en un primer tramo del proceso, el
fluido de trabajo se calienta hasta la temperatura de saturación a la presión alta de
trabajo, luego tiene lugar el cambio de fase liquido-vapor ,y finalmente, se obtiene
vapor sobrecalentado (estado 3). Este calor puede ser proporcionado por los gases de
combustión de un combustible, un reactor nuclear, u otras fuentes. A continuación, el
vapor sobrecalentado entra en la turbina donde es expandido isentrópicamente,
produciendo trabajo a través del giro de los álabes de la misma, que está conectada a un
generador eléctrico. Esto provoca una caída en la presión y temperatura del fluido de
trabajo hasta el estado 4, donde el fluido entra en el condensador. En este estado el
fluido de trabajo es una mezcla saturada líquido-vapor con una alta calidad de vapor. El
vapor de baja presión que sale de la turbina se introduce en un condensador, equipo
donde el vapor condensa y cambia al estado líquido (habitualmente el calor es evacuado
mediante una corriente de refrigeración procedente del mar, de un rio o de un lago
cercanos). Posteriormente, el fluido se introduce en la bomba, completando el ciclo.

- Análisis energético del ciclo

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

Caldera (w = 0): qin = h3 – h2

Turbina (q = 0): wturb = h3 – h4

Condensador (w = 0): qout = h4 – h1

La eficiencia térmica del ciclo viene determinada por la siguiente expresión:

- Desviaciones respecto al ciclo ideal

Los ciclos actuales de vapor difieren del ciclo Rankine ideal debido a la presencia de
irreversibilidades en sus componentes.

Por un lado, la fricción causa pérdidas de presión en los equipos de transferencia de

calor como la caldera y el condensador, así como en las tuberías que comunican las
distintas partes del ciclo. Para compensar estas pérdidas de presión, el agua debe ser
bombeada a una presión mayor, incrementándose el trabajo consumido por la bomba.
La otra fuente principal de irreversibilidades la constituyen las pérdidas de calor con los
alrededores, lo cual provoca que para mantener la misma cantidad de trabajo producido
es necesario transferir más calor al fluido en la caldera, lo que se traduce en una
disminución de la eficiencia térmica.

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:

ȠB = Eficiencia insentrópica del compresor

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.

Figura 76 Diagrama T-S ciclo real [29]

- Incremento de la eficiencia del ciclo

La idea básica para incrementar la eficiencia de un ciclo de potencia es común a todos

ellos: incrementar la temperatura media a la cual el calor es transferido al fluido de
trabajo o disminuir la temperatura media a la cual el calor es retirado del mismo. A
continuación veremos tres formas de conseguir esto en un ciclo Rankine ideal.

 Disminución de la presión del condensador: En el condensador el fluido de

trabajo se encuentra como una mezcla saturada de líquido vapor a la
temperatura de saturación que corresponde a la presión del condensador. Por lo
tanto, disminuyendo la presión de operación del condensador, la temperatura de
saturación de la mezcla también disminuye y por lo tanto la temperatura a la que
el calor es retirado.

199
 Figura 77 Diagrama T-S. Disminución P de condensación [29]

El área sombreada en el diagrama representa el incremento en el trabajo neto

generado al reducir la presión del condensador de P4 a P´4. A su vez observamos
que también crece la cantidad de calor requerida (área bajo la curva 2´-2) pero
este incremento es pequeño en comparación con el trabajo neto ganado.
Por este motivo los condensadores de las plantas de vapor normalmente operan a
presiones más bajas que la presión atmosférica. El límite de presión al que puede
trabajarse viene definido por la presión de saturación correspondiente a la
temperatura del medio de enfriamiento; por ejemplo, si nuestro medio de
enfriamiento es agua de un río a 15 ºC, permitiendo una diferencia de unos 10 ºC
para un transferencia de calor efectiva, la temperatura del fluido de trabajo en el
condensador debe estar por encima 25 ºC. Por lo tanto, la presión del
condensador deberá estar por encima de 3,2 kPa, que es la presión de saturación
a 25 ºC.

Una consecuencia importante de la disminución de la presión de operación

es el incremento del contenido de humedad en las etapas finales de la turbina, lo
cual provoca efectos indeseables ya que disminuye la eficiencia de la misma y
daña los álabes. A continuación veremos cómo solucionar este problema.

 Sobrecalentamiento del vapor a alta temperatura: La temperatura media a la

cual el calor es transferido puede ser incrementada sin incrementar la presión de
la caldera mediante el sobrecalentamiento del vapor a alta temperatura. El área
coloreada en el siguiente diagrama representa el incremento en el trabajo neto
producido. A su vez, también aumenta el calor necesario para llevar esto acabo,
pero el efecto global es un aumento en la eficiencia térmica del ciclo.

200
 Figura 78 Diagrama T-S. Sobrecalentamiento vapor [29]

Además, el sobrecalentamiento del vapor tiene otro efecto deseable, ya que

disminuye el contenido de humedad en las últimas etapas de la turbina (podemos
observar que la calidad del vapor en el estado 4´es mayor que en el estado 4).
La temperatura a la cual el vapor es sobrecalentado está limitada por cuestiones
de resistencia de los materiales que componen los equipos, siendo actualmente la
máxima temperatura permitida a la entrada de turbina de 620 ºC.

 Incremento de la presión de la caldera: Otra forma de incrementar la

temperatura media de adición de calor es incrementar la presión de operación de
la caldera, lo cual aumenta el punto de ebullición del fluido de trabajo.

Figura 79 Diagrama T-S. Aumento P caldera [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.

 Ciclo Rankine ideal con recalentamiento: Como vimos anteriormente, al

aumentar la presión de la caldera, aumentábamos también el contenido de
humedad en las etapas finales de la turbina. Para solucionar este efecto negativo
podríamos pensar en sobrecalentar el vapor a muy alta temperatura, lo cual
supone además un aumento en la eficiencia del ciclo. Sin embargo, esta no es
una solución viable ya que las temperaturas que se alcanzarían serían lo
suficientemente elevadas para provocar problemas en los materiales que
constituyen los equipos.

La solución a este problema consiste en expandir el vapor en una turbina de dos

etapas o varias etapas, y recalentar el vapor entre las mismas.

Figura 80 Ciclo Rankine con recalentamiento [29]

En la primera etapa el vapor es expandido isoentrópicamente hasta una presión

intermedia y es enviado de vuelta a la caldera donde es recalentado a presión
constante, normalmente hasta la temperatura de entrada de la primera etapa. A
continuación el vapor es expandido de forma isoentrópica en la segunda etapa
hasta la presión del condensador. La presión óptima de recalentamiento es
aproximadamente un cuarto de la máxima presión del ciclo.

La incorporación de un recalentamiento simple en las plantas modernas de vapor

puede suponer una mejora en la eficiencia de un 4-5%, incrementando la
temperatura media a la cual el calor es transferido. A medida que el número de

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

Como hemos comentado anteriormente el ciclo combinado consiste en la combinación

de un ciclo Brayton y un ciclo Rankine. Las turbinas de gas operan a temperatura
considerablemente más altas que las turbinas de vapor, pudiendo trabajar a temperaturas
superiores a 1400 ºC, mientras que las máximas temperaturas admisibles en las turbinas
de vapor rondan los 620 ºC. Sin embargo, a pesar de las altas temperaturas que se
alcanzan en un ciclo de gas, tienen una importante desventaja que afecta a su eficiencia,
ya que los gases de escape de la turbina abandonan la misma a altas temperaturas,
normalmente superiores a 500 ºC. Esta energía contenida en los gases de escape puede
ser recuperada si acoplamos un ciclo de vapor, donde el calor es aprovechado mediante
una Caldera de Recuperación (HRSG), para generar el vapor de agua que se expande en
la turbina de vapor.

Figura 81 Ciclo combinado [29]

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.

Principales ventajas de la turbina de gas:

 Muy buena relación potencia generada vs peso y tamaño

 Bajo coste de instalación y rápida puesta en servicio
 Máquina rotativa, más simple que las máquinas con movimiento alternativo
(menores pérdidas por rozamiento, menos piezas en movimiento…)
 Baja presión de trabajo, con sistema de combustión a presión constante
 No necesitan agua, a diferencia de las turbinas de vapor
 Permiten el uso de diferentes tipos de combustible

Principales desventajas de la turbina de gas:

 Alta pérdida de calor al ambiente debido a la alta temperatura de los gases de

escape (parte de esta energía podemos aprovecharla mediante un ciclo
combinado, tal como comentamos anteriormente)
 Gran parte de la potencia generada por la turbina es consumida por el compresor

205
 Principales variables de diseño en el ciclo de gas

 Temperatura media de combustión: Un aumento en la temperatura media

de combustión, implica un aumento en la temperatura media del foco caliente,
y por lo tanto un incremento en el rendimiento del ciclo. Sin embargo esta
temperatura está limitada por la resistencia a la fatiga térmica y a la oxidación
de los materiales metálicos de la cámara de combustión y de los primeros
álabes de la turbina. Además un aumento en la temperatura de combustión
supone un aumento en las emisiones de óxidos nocivos como los NOx.

 Temperatura de admisión del aire: Una disminución en la temperatura del

aire que entra al compresor se traduce en un incremento en la densidad de la
misma, permitiendo alimentar más aire para un mismo tamaño de compresor.

 Exceso de aire alimentado: El caudal de aire alimentado al ciclo es siempre

mayor que el necesario para producir la oxidación completa del combustible
en la cámara de reacción. Debido a las altas temperaturas que pueden
alcanzarse en la combustión y para no reducir demasiado la vida útil de los
elementos componentes de la cámara, se trabaja con un exceso de aire alto,
con lo que se consigue por un lado reducir la temperatura de llama y por otro
refrigerar las partes más calientes de la cámara., así como controlar que los
gases no alcancen la temperatura máxima soportada por los álabes de la
turbina. Cuanto más aire entre en el compresor más grande será y más
potencia consumirá.

 Relación de compresión: Determina la potencia obtenida, el rendimiento y la

temperatura de escape de la turbina de gas. Un aumento de la relación de
compresión, en las condiciones habituales de operación, aumenta el
rendimiento de la turbina de gas pero también eleva su coste. Para ciclos
combinados conviene utilizar una relación de compresión que nos proporcione
un óptimo entre un alto rendimiento y potencia generada junto a una elevada
temperatura de los gases de escape para poder utilizar esta energía en la
generación de vapor. Los valores típicos de la relación de compresión varían
entre 10 y 30.

 Rendimiento isentrópico del compresor y la turbina: Dependen del diseño

mecánico y aerodinámico de las máquinas. El rendimiento será mayor, cuanto
menores sean las pérdidas y las irreversibilidades en el proceso de compresión
o expansión.

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:

 NOx térmico: La concentración de "NOx termales" está condicionada por las

concentraciones molares de nitrógeno y oxígeno y la temperatura de
combustión. La combustión a temperaturas por debajo de 1300 ºC (2370 ºF) da
lugar a concentraciones mucho más bajas de NOx termales. Después de esta
temperatura, la formación de NOx crece de forma prácticamente exponencial.

Figura 83 Emisiones NOx / Temperatura [32]

Por ello, el control de la temperatura a la que se produce la combustión resulta

esencial para el control de las emisiones de compuestos nitrogenados. Esta
temperatura puede reducirse utilizando un exceso de aire o vapor, de manera que
además, aumentamos el caudal de entrada de gases a la turbina, aumentando su
potencia.

Figura 84 Emisiones NOx / Aire alimentado [32]

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.

4.5.3.1. Simulación del ciclo de gas

El esquema general del ciclo de gas es el siguiente:

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:

Aspen Plus 50 Diagrama de flujo compresores y cámara combustión

Y por otro lado las turbinas:

Aspen Plus 51 Diagrama de flujo turbinas

Tal como vimos en el apartado de emisiones, la formación de NOx térmico es altamente

sensible al aumento de la temperatura, por lo que resulta imprescindible controlar la

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:

Debido a la integración existente entre la unidad de separación de aire (ASU) y el ciclo

combinado, al aire que se alimenta a la ASU también es comprimida en los compresores
del ciclo de gas, por lo que la corriente I-AIR es luego separada en dos corrientes
mediante una unidad Split, una que va a la cámara de combustión (I-AIRCOM) y otra
que se introduce en la ASU para su separación en nitrógeno y oxígeno (IK-AIR).

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.

4.5.3.1.1. Corrientes de entrada

- I-AIR

Debido a la integración existente entre la unidad de separación de aire y el ciclo de gas,

para el cálculo del caudal de aire alimentado al ciclo debemos tener en cuenta las
siguientes consideraciones:

 Cantidad de oxígeno necesario para la gasificación

 Cantidad de aire necesario para la oxidación completa del gas en la cámara de
combustión.
 Exceso de aire alimentado al ciclo.

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:

Figura 85 Caudales de entrada y salida ASU

La unidad de separación es capaz de separar el 96,3 % del oxígeno alimentado en la

corriente de oxígeno al 85% que es alimentada al gasificador, mientras el 3,7% restante
se encuentra en la corriente de nitrógeno residual. Cuando abordamos el diseño del
gasificador, establecimos la cantidad de oxígeno alimentado al mismo mediante el
“equivalence ratio”, definido como:

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

Pressure 1,013 bar

Total mole flow 64400,63 kmol/hr

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.

4.5.3.1.2. Unidades del bloque

- Compresor

Nombre I-COMP1 I-COMP2 I-COMP3 I-COMP4

Model Compressor

Type Isentropic

Discharge 16,11
2,02 4,04 8,07
pressure (bar)
Isentropic 0,912
efficiency

- Splitters

Nombre I-SPLC1 I-SPLC2 I-SPLC3 I-SPLC4

Split I-AIR-R1: I-AIR-R2: I-AIR-R3: I-AIR-R4:

fraction 0,02 0,02 0,02 0,09

Función Su función es la de separar la parte del aire de salida de los

compresores que es enviada a la turbina para la refrigeración de
los álabes.

Nombre I-SPLAIR

Mole flow IK-AIR: 12346,5 kmol/hr

Función Separa el aire el aire alimentado en dos corrientes, una se dirige a

la ASU y otra a la cámara de combustión

215
 - Cámara de combustión

Nombre I-RCOMB

Bloque RStoic

Pressure 0 bar

Heat duty 0 Watt

Reactions: 2CO + O2  2CO2

Frac. Conversión CO: 0,99985
2H2 + O2  2H2O
Frac. Conversión H2: 1
CH4 + 1,5O2  CO + 2H2O
Frac. Conversión CH4 : 1
2H2S + 3O2  2H2O + 2SO2
Frac. Conversión H2S: 1
COS + 1,5O2  CO2 + SO2
Frac. Conversión COS: 1
2NH3 + 2,445O2  0,1N2 + 1,71NO + 0,09NO2 + 3H2O
Frac. Conversión NH3: 1
N2 + 1,05O2  1,9 NO + 0,1 NO2
Frac. Conversión N2: 4,5e-05

Estas reacciones representan la oxidación de los componentes presentes en el gas de

síntesis así como la formación de los óxidos de nitrógeno, tanto de los NOx térmicos,
como de los provenientes de la oxidación del amoniaco formado a partir del nitrógeno
contenido en el carbón. Estas dos últimas reacciones, con su conversión
correspondiente, forman parte del modelo propuesto por Frey y Akunuri [33], para la
generación de emisiones de NOx en este tipo de procesos.

- Turbinas

Nombre I-TG1 I-TG2 I-TG3 I-TG4

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

- Potencia consumida por los compresores

I-COMP1: 35,82 MW
I-COMP2: 43,67 MW
I-COMP3: 52,83 MW
I-COMP4: 63,78 MW

Potencia total consumida: 196,1 MW

- Potencia generada por las turbinas

I-TG1: 109,77 MW
I- TG2: 99,34 MW
I- TG3: 86,99 MW
I- TG4: 78,48 MW

Potencia total generada: 374,58 MW

Por lo tanto, la potencia neta generada por el ciclo resulta ser de 178,48 MW.

- Corriente de salida del ciclo de gas: IJ-GAST4

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

Tabla 35 Resultados corriente IJ-GAST4

- Emisiones

Emisiones de la corriente IJ-GAST4 (gases de escape ciclo de gas):

Emisiones g/kwh g/kwh mg/Nm3

NOx 0,39 376,04
SO2 0,04 41,13
CO2 742

Los límites establecidos por la “DIRECTIVA 2001/80/CE DEL PARLAMENTO

EUROPEO Y DEL CONSEJO sobre limitación de emisiones a la atmósfera de
determinados agentes contaminantes procedentes de grandes instalaciones de
combustión” [34] son los siguientes:

Valores límite de emisión de SO2

(contenido de O2 del 6 %): 400 mg/Nm3

Valores límite de emisión de NOx

(contenido de O2 del 6 %): 600 mg/Nm3

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.

En las turbinas de vapor, el vapor a alta presión generado en la caldera de recuperación

de calor se expande hasta la presión de condensación, introduciéndose a continuación en
el condensador, donde pasa a estado líquido. Una vez en estado líquido, se aumenta la
presión del agua mediante un sistema de bombeo, introduciéndose en la caldera de
recuperación de calor. Las calderas más comunes son de tipo acuotubular, siendo el
agua quien circula por el interior de los tubos y los gases calientes por fuera. Esta
caldera está formada principalmente por los siguientes elementos:

 Desgasificador: su función es eliminar los gases disueltos en el agua de

alimentación, principalmente oxígeno y otros gases que podrían dar lugar a procesos
corrosivos.
 Tanque de agua: en estos depósitos se acumula el agua de alimentación, la cual
debe ser pura para evitar que las impurezas provoquen la obstrucción o la corrosión
de los conductos.
 Economizador: intercambiadores de calor donde se produce el calentamiento del
agua de alimentación a través del calor residual de los gases de escape, hasta
temperaturas cercanas a su temperatura de saturación.
 Calderín: en el calderín se produce la entrada del agua proveniente del
economizador, que es enviada al evaporador a través de una serie de tubos
descendentes donde el agua se evapora. Este vapor generado asciende por unos
tubos de nuevo al calderín, ya sea por convección natural, o por circulación forzada
a través de una serie de bombas. Una vez en el calderín, dicho vapor pasa al
sobrecalentador, donde aumenta su temperatura.

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.

 Sobrecalentador: Intercambiadores de calor donde el vapor alcanza la temperatura

final al que será alimentado a la turbina.

Figura 87 Caldera de recuperación de calor

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.

Una vez generado el vapor, su energía térmica es transformada en energía mecánica en

la turbina de vapor, donde el vapor se alimenta a través de una tobera, aumentando su
velocidad y produciendo el giro de los álabes móviles la turbina. Esta energía mecánica
generada es transformada en energía eléctrica a través de un generador.

Las principales ventajas de las turbinas de vapor son las siguientes:

 Aumentan el rendimiento global del ciclo

 Son muy seguras
 Versatilidad a la hora de elegir combustible
 Larga vida de servicio
 Amplia gama de potencias

Siendo sus principales desventajas:

 Baja relación electricidad generada / calor disponible

 No alcanzan altas potencias
 Lenta puesta en marcha
 Coste elevado

4.5.4.1. Principales variables de diseño en el ciclo de

vapor

- Presión, temperatura y caudal del vapor producido en la caldera

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.

La potencia generada por la turbina depende de dos factores, el flujo másico de

vapor y el salto entálpico disponible, como puede observarse en la siguiente
fórmula:

La presión ha de ser seleccionada de forma que el producto sea máximo,

teniendo en cuenta además los aspectos económicos de la instalación. Si la
presión es elevada, la temperatura de saturación aumenta, por lo que se genera
menos vapor, disminuyendo la recuperación de calor de los gases de escape y
por lo tanto el rendimiento. Por el contrario, si la presión de vapor es pequeña
el caudal de vapor sería elevado, aumentando el rendimiento de la caldera, pero
aumentando a su vez las pérdidas internas en los equipos, siendo necesario un
diseño más complejo con un coste mayor.

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]

Utilizar la máxima temperatura posible mejora el salto entálpico, aunque debe

buscarse el equilibrio entre la mejora del salto entálpico y la disminución de
caudal de vapor que se produce al aumentar la temperatura, así como el mayor
coste de los materiales a utilizar. En el siguiente gráfico observamos como la
potencia mejora ligeramente con la temperatura al prevalecer la mejora del salto
entálpico frente a la disminución del caudal de vapor, contribuyendo además a
reducir el contenido de humedad de los últimos álabes y, de esta forma,
permitiendo aumentar el vacío en el condensador.

Figura 89 Potencia y rendimiento de la turbina vs temperatura [43]

223
- Pinch point

El pinch point es la diferencia de temperatura del vapor a la entrada del

evaporador y la temperatura de los gases en esa zona.

Figura 90 Pinch point

Un pinch point bajo supone un mejor aprovechamiento del calor contenido en

los gases a costa de una mayor superficie de intercambio en la caldera, por lo
que de nuevo debemos elegir un valor óptimo para conseguir aprovechar el
máximo calor posible sin disparar el tamaño de la caldera, y por lo tanto el coste.
Los valores óptimos de esta variable están comprendidos entre 5 y 10 ºC.

El siguiente gráfico muestra la relación entre los valores de pinch point, la

potencia generada y la superficie de intercambio:

224
 Figura 91 Pinch point / Superficie de intercambio [43]

- Temperatura del agua de alimentación

El rendimiento de la caldera aumenta cuanto más baja es la temperatura del agua

de entrada al economizador, ya que de esta forma se aumenta la diferencia de
temperatura con los gases de salida de la chimenea, y por lo tanto, la
transferencia de calor. Por este motivo, el agua no se calienta previamente a la
entrada al ciclo.

- Presión de condensación

Determina la temperatura a la cual se cede calor al entorno. Cuanto menor sea la

presión de condensación, mayor será la expansión realizada en la turbina, y por
lo tanto, la potencia generada.

- Temperatura de los gases de salida

Su valor es resultado de la cantidad de calor transferido durante el paso del gas

por la caldera. No debe ser menor de 100 ºC para evitar condensaciones de
compuestos ácidos.

- Niveles de presión

Con el fin de reducir la temperatura de salida de los gases, reduciendo las

pérdidas en el acoplamiento de los ciclos Bryton y Rankine, se puede recurrir al

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.

En la siguiente gráfica se muestra la influencia de la presión de vapor de baja

presión en la potencia de la turbina, asó como su relación con la superficie de la
caldera de recuperación:

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.

En el caso de utilizar tres niveles de presión, configuración apropiada para

elevadas temperaturas de salida de gases, vemos como influye la presión de
vapor de media presión en la potencia total generada. Fijamos el vapor de baja
presión a 5 bares y una presión alta de hasta 115 bares para evitar contenidos de
humedad mayores al 18 % en el último álabe de la turbina de baja presión. La
presión intermedia óptima se encuentra entre 25 y 30 bares:

Figura 93 Influencia vapor de media presión en potencia de la turbina y superficie de la caldera [43]

Respecto a la temperatura, es la temperatura del vapor de alta presión la que

tiene una mayor influencia sobre la potencia final generada, mejorando
ligeramente la potencia al incrementar la temperatura del vapor de media
presión, y sin apenas influencia de la temperatura del vapor de baja presión. Al
aumentar la temperatura del vapor de alta presión aumentamos el salto entálpico,
y la menor producción de vapor en alta presión se recupera en los evaporadores
de media y baja presión.

227
 Figura 94 Influencia de la temperatura de los distintos niveles de presión del vapor en la potencia [43]

En la siguiente gráfica podemos ver el diagrama de flujo y transferencia de

energía para un ciclo combinado de tres niveles de presión:

Figura 95 Diagrama de flujo de transferencia de calor [43]

- Ciclos combinados con recalentamiento

El contenido de vapor en el último álabe de la turbina limita la posibilidad de

incrementar la presión del vapor. El sobrecalentamiento del vapor de media presión a
valores próximos al de alta presión contribuye a reducir el grado de humedad en las
últimas etapas de la turbina de baja presión, y por lo tanto, permite trabajar a presiones
mayores, incrementando la potencia. El vapor, tras expandirse en la turbina de alta

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.

4.5.4.2. Simulación del ciclo de vapor

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:

Aspen Plus 52 Diagrama de flujo ciclo de vapor

Para facilitar su comprensión, debido a la cantidad de corrientes existentes, se han

asignado diferentes colores según las partes del diagrama a las que pertenezcan dichas
corrientes:

Gases procedentes del ciclo de gas

Ciclo de vapor de baja presión
Ciclo de vapor de media presión
Ciclo de vapor de alta presión
-------- Corrientes de energía procedentes de los intercambiadores de calor del
gasificador

Con el objetivo de analizar el diagrama de forma más detallada dividimos el mismo en

dos partes, comenzando primero por la parte derecha, donde se encuentran los
intercambiadores de calor correspondientes al ciclo de baja y media presión:

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.

Pasamos ahora a la parte izquierda del diagrama, donde se encuentran los

sobrecalentadores de media y alta presión:

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.

El ciclo de alta presión, por su parte, cuenta con un economizador (J-APEXO), y al

igual que el ciclo de MP también cuenta con dos evaporadores. Uno de ellos se encarga
de la evaporación del agua que proviene del economizador aprovechando el calor de los
gases que provienen del ciclo de gas (J-APEVA1), mientras el otro aprovecha el calor
extraído de la primera etapa de enfriamiento del gas de síntesis producido en el
gasificador (J-APEVA2). Este calor que se retira del gas de síntesis para producir dicho
vapor está representado por la corriente de energía CJ-AP, que proviene de la unidad C-
CCAP. Una vez evaporado, el vapor se alimenta a dos sobrecalentadores (J-APSOB1 y
J-APSOB2) donde alcanza su temperatura final antes de ser introducido en la turbina de
alta presión.

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.

Aspen Plus 55 Diagrama de flujo ciclo vapor. Turbinas y condensador

El intercambio de calor entre el agua/vapor y los gases de la turbina de gas se realiza a

través de unidades HeatX. Estas unidades poseen distintos métodos de cálculo, las
cuales se diferencian básicamente en la forma de calcular el coeficiente global de
transferencia de calor. Según la ecuación general de transferencia de calor para
intercambiadores en contracorriente , esta depende de:

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 coeficiente global de transferencia de calor engloba todas las resistencias térmicas

asociadas al proceso de transferencia de calor (conducción, convección…) y depende de
la temperatura, las propiedades de transporte de los fluidos implicados y la geometría
del intercambiador.

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.

Nuestra intención no es realizar un diseño riguroso de la caldera de recuperación de

calor, por lo que no entraremos en el cálculo detallado del área de intercambio ni en su
geometría. Por ello, utilizaremos la opción del método simple realizar nuestros cálculos,
donde será necesario especificar una variable de salida del intercambiador de la
siguiente lista:

234
 Aspen Plus 56 Método de cálculo intercambiadores de calor

Dependiendo si se trata de un economizador, un evaporador o un sobrecalentador nos

interesará seleccionar una opción u otra. Con esta especificación, el modelo determina
las condiciones de la corriente de salida en base a balances de materia y energía, y
utiliza el valor de coeficiente global de transferencia de calor para el cálculo del área de
intercambio.

Para asegurarnos de que el área de nuestro intercambiador no es desorbitada,

establecemos las siguientes variables:

 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

El ciclo de vapor cuenta con un total de 4 corrientes de entrada. Dos corresponden a

corrientes de energía que contienen el calor extraído en la refrigeración del gas de
síntesis (CJ-MP y CJ-AP). Las otras dos corrientes son de materia y están formadas por
los gases de escape del ciclo de gas (IJ-GAST4, que entra al ciclo de vapor a una
temperatura de 568,21 ºC), y por el agua de alimentación del ciclo de vapor, la única
corriente que no proviene de un bloque anterior, y por lo tanto, el objeto de nuestro
estudio.

- J-BPAG1

Representa el agua de alimentación del ciclo, la cual se distribuye posteriormente entre

los distintos niveles de presión de los que el ciclo consta. Como comentamos
anteriormente, en esta simulación suponemos que no hay pérdida de agua en la torre de
refrigeración, y que por lo tanto, el agua que entra en el ciclo vuelve al mismo una vez
pasa por el condensador, no existiendo caudal de reposición.

Temperature 36 ºC
(temperatura de saturación del condensador)

Pressure 5 bar
(tras pasar por la bomba de baja presión)

Total mass flow 379500 kg/hr

Mole-Frac H2O 1

4.5.4.2.2. Unidades del bloque

- Bombas

Su función es la de dotar al agua de la presión necesaria según el nivel de presión al que

sea alimentada.

236
 Nombre J-BOMBP J-BOMMP J-BOMAP

Ciclo Baja presión Media presión Alta presión

Model Pump

Discharge 5 30 120
pressure (bar)

- Economizadores

Nombre J-BPECO J-MPECO J-APECO

Ciclo Baja presión Media presión Alta presión

Block HeatX

Shortcut
Calculation

Countercurrent
Flow direction

Design
Type

Cold stream outlet vapor fraction = 0

Specification Con esta especificación conseguimos que la corriente fría, el agua de

alimentación, alcance su temperatura de saturación

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

Ciclo Baja presión Media presión Alta presión

Block HeatX

Calculation Shortcut

Flow direction Countercurrent

Type Design

Specification Cold stream outlet vapor fraction = 1

Con esta especificación conseguimos que la corriente fría de entrada, el

agua líquida saturada que proviene del economizador, cambie de fase
pasando a vapor saturado.

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

Nombre J-BPSOB J-MPSOB J-APSOB1 J-APSOB2

Ciclo Baja Media

Alta presión Alta presión
presión presión

Block HeatX

Calculation Shortcut

Flow Countercurrent
direction
Type Design

Specification Cold stream outlet temperature

Permite especificar la temperatura de salida de la corriente fría, el vapor

sobrecalentado

544 ºC
265 ºC 520 ºC 450 ºC (máxima Tª fijada =

Tsalida gases – 25 ºC)

Minimum 8 K
temperature
approach

- Splitters

Nombre Corriente Caudal Función

seleccionada
J-SPL1 J-BPAG3 16500 kg/hr Distribuye el agua que proviene del
economizador de BP entre el evaporador de BP
y la bomba de MP

J-SPL2 J-MPAG3 90000 kg/hr Distribuye el agua que proviene del

economizador de MP entre el evaporador de MP
y la bomba de AP

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

Nombre J-TVAP J-TVMP J-TVBP

Model Turbine

Type Isentropic

Discharge pressure 0,05 bar

30 bar 5 bar Presión de trabajo del
condensador

Isentropic
0,9
efficiency

- Condensador

Nombre J-COND

Block Heater

Pressure 0 bar

Vapor fraction 0

240
 4.5.4.2.3. Resultados

- Potencia consumida por las bombas

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.

Potencia total consumida: 1,545 MW

- Potencia generada por las turbinas

J-TVBP: 65,753 MW
J-TVMP: 42,701 MW
J-TVAP: 27,826 MW

Potencia total generada: 136,28 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.

- Gases de escape. J-GAS10

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

Tabla 36 Resultados corriente J-GAS10

Como comentamos anteriormente, la temperatura de los gases no debía ser menor de

100 ºC para evitar la condensación de especies ácidas y el aumento excesivo del área de
los intercambiadores de calor.

- Diagrama de transferencia de energía entre los gases de escape y el agua-

vapor de la caldera de recuperación

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:

Figura 97 Diagrama Tª / composición aire

El aire a temperatura ambiente es enfriado hasta un punto C, convirtiéndose en una

mezcla de gas y líquido. Esta mezcla es introducida en la etapa de una columna, donde
alcanza el equilibrio térmico y las fases líquida y vapor se separan. De esta forma, la
fase líquida E es ahora más rica en oxígeno, mientras la fase gaseosa D es más rica en
nitrógeno.

La corriente líquida rica en oxígeno pasa a la etapa inferior donde se calienta

ligeramente por el vapor ascendente hasta una temperatura entre el punto de fusión y el

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.

Respecto a la fase gaseosa D, esta asciende a la etapa superior donde se enfría en

contacto con el líquido descendiente, formándose de nuevo una mezcla gas/líquido que
alcanza el equilibrio térmico y se separa en una fase vapor F y otra fase líquida G. Este
vapor F es ahora más rico en nitrógeno.

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.

La ausencia de azeótropos en las mezclas de los componentes del aire posibilita la

separación de sus tres componentes más abundantes, N2, O2 y Ar mediante esta técnica,
la cual consta de las siguientes etapas:

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.

A continuación se muestra un diagrama de flujo simplificado con las unidades y

temperaturas propias del proceso:

Figura 98 Esquema ASU [44]

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.

4.6.1. Simulación de la unidad de separación de aire

Debido a que se trata de un elemento auxiliar de la instalación, trataremos la separación

de manera simplificada, sin realizar una simulación que refleje la física del proceso
comentada en el apartado anterior.

Aspen Plus 57 Diagrama de flujo simplificado ASU

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

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 (calculado a partir de datos
de funcionamiento real de 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.

Respecto al nitrógeno, para no diluir en exceso el gas de síntesis generado en el

gasificador, impondremos un criterio según el cual la cantidad de nitrógeno puro
alimentado será aquella que produzca un gas de síntesis con un 10% molar en N2. Para
cumplir este criterio, y teniendo en cuenta la cantidad de nitrógeno que se introduce en
la corriente de oxígeno al 85%, la cantidad de nitrógeno puro a alimentar en la corriente
K-N2PURO es de 371,28 kmol/hr. El nitrógeno restante constituye la corriente de
nitrógeno residual, al 98,95% de pureza y está representado por la corriente K-N2RES.

A continuación detallamos la composición de cada corriente:

Corriente K-O285 K-N2PURO K-N2RES

Mole O2 2498,05 0 94,71

Flow
kmol/hr N2 440,83 371,28 8941,63

Mole O2 0,85 0 0,990

frac
N2 0,15 1 0,010

Estas tres corrientes producidas en la unidad de separación son a continuación

comprimidas para acondicionarlas a la presión de trabajo de los diferentes procesos a
los que van destinadas. La corriente K-0285 es comprimida a 30 bares e introducida al
gasificador (corriente KB-O85), la corriente K-N2PURO es comprimida a 50 bares y es

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.

4.7. Eficiencia energética de la planta

La eficiencia energética es fundamental a la hora de transformar la energía, ya que
cuanto más alta sea esta eficiencia, menor cantidad de combustible necesitaremos para
obtener la energía que necesitamos, y por lo tanto, menos recursos consumiremos y
menos impacto ambiental conllevará la realización del proceso.

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

Es necesario conocer la energía contenida en el combustible que se alimenta a la planta

para posteriormente comparar este valor con la cantidad de energía útil que somos
capaces de generar, en este caso en forma de energía eléctrica. Para ello recurrimos al
poder calorífico del combustible, el cual fue introducido en el programa mediante la
propiedad HCOMB. Este valor era de 24,2 MJ/kg y representa el poder calorífico
superior del combustible en base seca. La diferencia entre el PCS y el PCI se ha
obtenido mediante la ecuación de Dulong, obteniéndose un PCI)s de 23,6 MJ/kg.

PCI)S = 33915*C’ + 143195*(H’ –O’/8) + 10467*S’ kJ/kg

PCI)S = 33915*C’ + 120620*(H’ –O’/8) + 10467*S’ kJ/kg

Siendo X’ las composiciones en base seca.

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

El poder calorífico inferior en base húmeda resulta ser de 21,16 MJ/kg.

4.7.2. Gas de síntesis

Resulta importante conocer igualmente la energía contenida en el gas de síntesis

generado en el gasificador. Para ello utilizamos la propiedad QVALNET en la corriente
de salida del gasificador (B-RAWGAS), resultando un poder calorífico de 10,01 MJ/kg.

Utilizaremos también el mismo método en la corriente G-ABSC para conocer el poder

calorífico del gas de síntesis que entra al ciclo combinado, tras pasar por las operaciones
de limpieza. Este poder calorífico resulta ser de 9,77 MJ/kg.

4.7.3. Energía disponible, potencia generada y

potencia consumida

Podemos conocer el flujo de energía total de una corriente multiplicando su caudal

másico (kg/s) por su poder calorífico (MJ/kg). Conociendo la energía contenida en las
corrientes de entrada y la potencia generada y consumida en la planta seremos capaces
de calcular su eficiencia:

249
 Energía disponible

Flujo
Poder calorífico Caudal energético
Corriente
(P.C.I.) (MJ/kg) (kg/s) (MW)

A-COMBH 21,16 30,09 636,65

B-RAWGAS 10,01 52,78 528,44

G-ABSC 9,77 52,14 509,62

CJ-AP 78,42

CJ-MP 20,63

Potencia generada

Ciclo de gas Ciclo de vapor

Unidad Potencia (MW) Unidad Potencia (MW)

I-TG1 109,77 J-TVAP 27,83

I-TG2 99,34 J-TVMP 42,70

I-TG3 86,99 J-TVBP 65,75

I-TG4 78,48
Potencia consumida

Ciclo de gas Ciclo de vapor

Unidad Potencia (MW) Unidad Potencia (MW)

I-COMP1 35,82 J-BOMAP 1,12

I-COMP2 43,67 J-BOMMP 0,36

I-COMP3 52,83 J-BOMBP 0,06

I-COMP4 63,78
Potencia bruta

250
 Ciclo de gas (MW) Ciclo de vapor (MW)

178,48 134,74

Otros consumos (MW)

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.

Potencia bruta generada: 313,22 MW

Potencia neta generada: 277,78 MW

4.7.4.Cálculo de las eficiencias

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.

 Eficiencia del gasificador (cold gas efficiency)

Se calcula como la relación entre la energía contenida en el gas de

síntesis sin tratar (recién salido del gasificador) y la energía total contenida en
el combustible, tomando como base el poder calorífico inferior.

 Eficiencia de las etapas de limpieza

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.

 Eficiencia del ciclo combinado

Se calcula como la relación entre la cantidad de energía que entra al ciclo

combinado y la potencia neta generada por el mismo. La cantidad de energía
entrante es calculada como la energía contenida en la corriente de gas
combustible (G-ABSC) y la energía disponible del enfriamiento en el
gasificador (corrientes CJ-AP y CJ-MP).

 Eficiencia global de la planta

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

Eficiencia del gasificador: 83,0 %

Eficiencia de las etapas de limpieza: 96,4 %

Eficiencia del ciclo combinado: 51,5 %

Eficiencia global de la planta: 43,6 %

252
 4.8. Evaluación económica

El cálculo económico de la central IGCC se realiza a través de modelos que permiten la

obtención de los costes fijos de inversión así como de los costes anuales de operación y
mantenimiento.

Existen distintos modelos para calcular el coste una de una planta, que difieren en el
nivel de detalle del coste calculado.

 Simplificado: Esta basado en la información sobre las principales

corrientes y variables del proceso. La información utilizada para la
estimación se basa en curvas de coste o relaciones de escala para áreas
del proceso genéricas o plantas completas. De este modo, este tipo de
modelos solo utiliza uno o algunos pocos parámetros, como la cantidad
de combustible alimentado o la potencia generada.
 Preliminar: La estimación se basa en el coste de las distintas áreas del
proceso y de equipos específicos. Utiliza el escalamiento para ajustar el
coste de las distintas condiciones de operación y es sensible a un mayor
número de parámetros de operación que los modelos simplificados.
 Detallado y final: Son desarrollados para un proyecto en concreto que
pretende construirse y su preparación puede costar millones de dólares.
Están basados en los presupuestos aportados por las distintas empresas
que proporcionan los equipos solicitados.

Con el propósito de evaluar y comparar distintas tecnologías, los modelos preliminares

se presentan como los más apropiados, englobando aquellos parámetros que tienen
mayor influencia sobre los costes. Por ello, serán los modelos utilizados en nuestro
estudio.

El mayor impedimento a la hora del desarrollo de un modelo es la disponibilidad de

datos reales que permitan obtener una relación entre las características de una
determinada área de un proceso y su coste. Estos datos provienen de distintas
publicaciones y son usados para la elaboración del modelo mediante análisis de
regresión.

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.

En general los modelos utilizados presentan un alto coeficiente de correlación, ya que se

basan en el conocimiento técnico previo de las relaciones entre diseño y características
de las distintas áreas de la central y su coste, por lo que ofrecen resultados
razonablemente precisos.

4.8.1.Estimación del coste total de la planta

Para el cálculo de los costes fijos directos se divide la planta en las siguientes secciones:

Manejo y Lavado del gas y strippers Turbina de gas

acondicionamiento de la
materia prima

ASU Extracción de azufre del Caldera recuperadora de

gas (MDEA) calor

Gasificación Recuperación del azufre Turbina de vapor

(planta Claus)

Enfriamiento del gas y Alimentación de agua Instalaciones genéricas

saturación

- Manejo y acondicionamiento de la materia prima

El sistema de suministro de carbón debe proporcionar carbón seco y pulverizado a la

zona de gasificación. La sección incluye un sistema de descarga del combustible desde
trenes o camiones, así como su almacenamiento, secado, molido y los sistemas de
presurización y suministro al gasificador.

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

Esta sección incluye el sistema de compresión de aire, la unidad de separación

criogénica, y el sistema de presurización de oxígeno. La cantidad de oxígeno requerida
en el gasificador determina el tamaño de estos equipos, por lo que resulta una variable
clave en el coste directo. Otra variable a tener en cuenta es la pureza requerida del
oxígeno, que también afecta al tamaño de equipos como la columna de alta presión, así
como la temperatura ambiente, que afecta al volumen de aire que entra en el compresor.

0,936 , n = 31
95 ºF

0,98

- Gasificación

El cálculo del coste del gasificador incluye el gasificador en sí mismo, la zona de

apagado del gas de síntesis hasta unos 850 ºC y los sistemas de separación de cenizas,
siendo función principalmente de la cantidad de combustible que se inyecta.

- Enfriamiento y saturación del gas de síntesis

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

- Lavado de gases y strippers

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

Debido a que el uso de la tecnología de absorción de H2S con aminas (MDEA) no se

encuentra aún demasiado extendido, no se han encontrado en la bibliografía modelos
para la estimación de su coste, por lo que utilizaremos una correlación correspondiente
al proceso SELEXOL.

0,909 , n = 28
lbmol/hr
0,997

- Planta de Claus

El coste de la planta de recuperación de azufre es función principalmente de la cantidad

de azufre que se recupera, incluyendo la ecuación el coste de los hornos de la etapa
térmica, los reactores de la etapa catalítica y los condensadores.

256
 0,994 , n = 21
lbmol/hr

- Ciclo combinado

Debido a la diversidad de equipos que intervienen, se divide el ciclo combinado en

distintas secciones.

Alimentación de agua de la caldera

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

Existen diversos factores de diseño y operación que afectan al coste de la

turbina. Su uso con carbón requiere de modificaciones en los sistemas de
inyección y la tobera, mientras otros factores como la presencia de agentes
corrosivos, humedad o partículas podrían afectar también al ciclo de vida del
equipo. Para la turbina modificada se estima un coste de 32 millones de € por
unidad:

Turbina de vapor

La turbina de vapor de una IGCC consta generalmente de tres etapas de alta,

media y baja presión y un condensador. El coste de esta sección estaría
influenciado principalmente por el caudal de vapor, las presiones de cada etapa y
la cantidad de potencia generada. El siguiente modelo basado en una sola
variable permite el cálculo de su coste de forma razonablemente precisa:

0,958 , n = 9

257
 550 MW

Caldera de recuperación de calor

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

Las instalaciones genéricas incluyen el siguiente equipamiento:

Equipos de refrigeración por agua

Compresores de aire
Bombas y tanques de almacenamiento de agua potable
Sistema de combustible de inicio
Tanques de nitrógeno líquido
Torre de enfriamiento
Sistemas contraincendios
Sistema de tuberías
Edificios de administración, laboratorios, cafetería, etc.
Sistemas de control informático
Instalaciones eléctricas

El coste de estas instalaciones se calcula normalmente como un porcentaje del coste

directo total de la planta (suma de los costes directos de todas las secciones calculadas
anteriormente), en este caso de un 15 %.

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

Suma costes Costes de

Instalaciones Costes indirectos Permisos Contingencia del
directos de todas ingeniería y
generales de construcción ambientales proyecto
las áreas oficina

Figura 100 Esquema coste total de planta

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 indirectos de construcción incluyen beneficios de los trabajadores, labor

administrativa, alquiler de los equipos de construcción e instalaciones auxiliares para
que la construcción se lleve a cabo de manera correcta. Se estimas que estos costes
suponen alrededor del 25 % del TDC.

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.

El coste correspondiente a la obtención del permiso ambiental (CEP) ha sido fijado en un

millón de $. Esta cantidad incluye los costes asociados a la obtención de los servicios de

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.

La suma de los costes indirectos de construcción, ingeniería y oficina y permiso

ambiental constituirían el coste indirecto total (TIC).

Otra variable a tener en cuenta a la hora de estimar el coste de una planta es la

contingencia del proyecto, esta se utiliza para determinar un posible aumento en el coste
de la planta debido a la precisión del método utilizado para la estimación de dicho coste.
Nuestra estimación es preliminar, a lo que se asocia un incremento del 20 % de la suma
del TDC y el TIC.

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.

4.8.2. Estimación de los costes de operación

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.

- Costes de operación fijos

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

Lavado del gas y strippers 1

Extracción de azufre del gas (MDEA) 2

Recuperación del azufre (planta Claus) 2

Alimentación de agua 1

Ciclo combinado

Instalaciones genéricas 3

Tabla 38 Nº de operarios / sección

ALR = sueldo medio por hora

SF = factor turno
Oi= número de operarios en el área i

Respecto al coste de mantenimiento, este es típicamente estimado como un porcentaje

del coste directo para cada sección de la planta. Cada sección cuenta con un factor de
mantenimiento que se muestra en la siguiente tabla:

Sección Factor

Preparación y alimentación de 3
combustible

ASU 2

Gasificación 4,5

Lavado del gas y strippers 2

261
Extracción de azufre del gas (MDEA) 2

Recuperación del azufre (planta Claus) 2

Alimentación de agua 1,5

Ciclo combinado 1,5

Instalaciones genéricas 1,5

Tabla 39 Factor de mantenimiento

La expresión para el cálculo del coste de mantenimiento es la siguiente:

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.

A su vez, el coste debido a labores administrativas se estima como el 30 % de la suma

del coste de los operarios de la planta y el coste correspondiente al personal de
mantenimiento.

Finalmente, estimamos el coste fijo total de operación como la suma del coste de los
operarios, el de mantenimiento y el administrativo.

- Costes de operación variables

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 $/MMBtu 1,55

NaOH $/ton 175

Catalizador Claus $/ton 365

Fuel Oil $/barril 42

Agua $/1000 gal 0,60

Eliminación ceniza $/ton 8

Tabla 40 Costes de operación variables

Combustible

El consumo anual de combustible en millones de BTU se estima mediante la siguiente

expresión:

Siendo:

NaOH

La cantidad de sosa consumida resulta de la suma de las corrientes D-NAOH y E-

NAOH

Catalizador Claus

La cantidad de catalizador consumida se estima a partir de la cantidad de azufre

producida a la salida de la planta y está expresada en unidades de toneladas/año.

263
Fuel

El combustible necesario en barriles para la puesta en marcha de la turbina de gas se

estima a partir de:

Siendo MW los Megawatios producidos por la planta.

Agua

El consumo de agua de la planta ha sido tomado del documento []

Ceniza

La cantidad de ceniza a eliminar viene dada por la cantidad de ceniza contenida en la

corriente B-ASH.

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:

El numerador representa los requerimientos de ingresos anuales para la planta y el

denominador es la potencia neta generada en un año. Las unidades de TPC, FOC y
VOC están introducidas en $, introduciendo un factor de 1000 para convertirlos a
“mills”.

El fcr convierte el coste total de la planta en ingresos anuales equivalentes requeridos

para cubrir los costes de la planta más los intereses durante su vida económica. Por lo
tanto, depende de la vida económica de la planta, así como del tipo de financiación y

264
las tasas aplicables. En el caso que nos ocupa, tomaremos el valor de 0,1034 (Frey and
Rubin, 1990).

Por su parte el fvclf es equivalente al factor de recuperación de capital, en este caso

aplicado a los costes de operación. Despreciando la inflación este factor puede
considerarse como 1.

4.8.4. Resultados

Coste de la planta

Costes directos de cada Millones $ Millones € (*)

área

DCA 13,934 12,401

DCB 26,374 23,473

DCC 6,534 5,815

DCD,E 1,826 1,625

DCG 16,908 15,048

DCH 5,326 4,740

DCI 32,000 28,480

DCJ1 0,055 0,049

DCJ2 21,628 19,249

DCJ3 14,251 12,683

DCK 36,938 32,875

Instalaciones genéricas 26,366 23,466

TDC 202,140 179,905

CICC 50,535 44,976

CEHO 37,901 33,732

265
CEP 1,000 0,890

TIC 89,436 79,598

CPJ 58,315 51,900

TPC 349,891 311,403

Costes de operación fijos

OCL 5,450 4,851

OCM 7,235 6,439

OCMM 4,341 3,863

OCML 2,894 2,576

OCAS 2,503 2,228

FOC 15,188 13,517

Costes de operación variables

Combustible 33,810 30,091

NaOH 0,278 0,247

Catalizador Claus 0,003 0,003

Fuel Oil 1,262 1,123

Agua 0,793 0,706

Eliminación ceniza 1,612 1,435

VOC 37,757 33,604

Coste de la electricidad

Celec 3,183 Cents.€/kWh

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

(*) Conversión 1 $ = 0,89 €

4.9. Comparación de los resultados obtenidos con

la planta real. Validación del modelo.

A continuación compararemos los resultados obtenidos en la simulación con los datos

disponibles sobre la planta real de ELCOGAS. Para ello utilizaremos la información
disponible en el documento [6]

Composición del gas de síntesis a la salida del gasificador

% mol Valor simulado Valor ELCOGAS Error (%)

H2 20,7 21 1,45

CO 60,2 60 0,33

CO2 3,2 4 25,00

H2O 4,2 3,5 16,67

H2S 1,2 1 16,67

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.

Con estos datos podemos confirmar que la hipótesis de equilibrio termodinámico

utilizada es idónea para el modelado del gasificador de lecho arrastrado con un tiempo
de permanencia de partículas de 7,7 segundos.

Temperatura del gasificador

Valor simulado Valor ELCOGAS

ºC 1500,59 1200 – 1600 Dentro de intervalo

267
 Producción de ceniza

Valor simulado Valor ELCOGAS Error (%)

t/h 23,0 23,8 3,48

Caudal del gas crudo

Valor simulado Valor ELCOGAS Error (%)

Kg/h 189998 202500 6,58

Cantidad de azufre producido

Valor simulado Valor ELCOGAS Error (%)

Kg/h 3335 3100 7,05

Potencia neta turbina de gas

Valor simulado Valor ELCOGAS Error (%)

MW 178,5 182,3 2,13

Potencia neta turbina de vapor

Valor simulado Valor ELCOGAS Error (%)

MW 134,7 135,4 0,52

Eficiencia global de la planta

Valor simulado Valor ELCOGAS Error (%)

% 43,6 42,2 3,21

Temperatura gases de escape

Valor simulado Valor ELCOGAS Error (%)

ºC 101 103 1,98

Emisiones

Valor simulado Valor ELCOGAS Error (%)

g/kwh NOx 0,39 0,4 2,56

268
 g/kwh SO2 0,04 0,07 75,00

g/kwh CO2 742,00 727 2,02

Tabla 42 Validación del modelo

5. Producción de electricidad con captura y

almacenamiento de CO2
La renovación de los combustibles fósiles como fuente de energía es todavía un reto,
existiendo además procesos industriales que emiten CO2 que aún no tienen sustituto.
Por esta razón, el interés en el desarrollo de técnicas de captura y almacenamiento de
CO2 no ha dejado de crecer en los últimos años. Estas técnicas se basan en la
licuefacción de la corriente de CO2, su transporte y su almacenamiento geológico. El
proceso de transporte y almacenamiento tiene un alto impacto económico y ha de ser
tenido en cuenta como variable de diseño a la hora de decidir el emplazamiento de la
planta.

El proceso que nos permite obtener electricidad y al mismo tiempo capturar el CO2

producido consta principalmente de tres etapas:

1. Gasificación del combustible para la producción del gas de síntesis, cuyos

componentes principales son CO y H2.
2. Reacción del gas de síntesis con vapor “Water Gas Shift Reaction”
CO + H2O ⇌ CO2 + H2
3. Separación de CO2 y H2 obteniendo dos corrientes, una rica en H2 y otra rica en
CO2.

La separación de hidrógeno y dióxido de carbono permite su almacenamiento, evitando

las emisiones de este gas invernadero a la atmósfera.
Un parámetro fundamental en la separación de CO2 es la presión parcial del mismo en la
mezcla de gases, siendo más fácil de separar cuanto mayor sea su presión parcial. En la
corriente de salida de la turbina de gas, la presión parcial del CO2 es baja, estando el gas
diluido en aire y expandido hasta prácticamente la presión atmosférica debido a su paso
por la turbina. Por ello los métodos de separación varían según se apliquen en pre-

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.

Figura 101 Distintas configuraciones uso de hidrógeno [10]

IGCC Configuración 1: Hidrógeno a ciclo combinado  Consideramos que el ciclo

combinado utilizado para el gas de síntesis es válido para el hidrógeno, introduciendo
algunos cambios en los parámetros de la caldera de recuperación de calor según la
cantidad de energía disponible. La cantidad de aire alimentada al compresor es regulada
con el objetivo de alcanzar una temperatura de salida de gases del ciclo de gas de 540
ºC, que garantiza un correcto aprovechamiento del calor en el ciclo de vapor. En este
esquema de planta no es necesaria una unidad de purificación PSA.

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

Se añade también un nuevo componente, el metanol, responsable de la absorción del

CO2 en el proceso Rectisol.

5.2. Secciones del proceso

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.

5.2.1. Reactores WGS

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

Aspen Plus 58 Diagrama de flujo sección WGS

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).

El método de estimación de propiedades termodinámicas para todos los bloques de esta

sección es el método genérico utilizado a lo largo de toda la simulación, Peng-
Robinson.

5.2.1.1.1. Corrientes de entrada

-L-VAPMP

Pressure 30 bar

Vapor fraction 1

Mass frac. H2O 1

Total mole flow 6236,99 kmol / hr

5.2.1.1.2. Unidades del proceso

- Reactores WGS

272
Nombre L-RWGS1 L-RWGS2

Block REquil

Heat duty 0W

Pressure -0.4 bar

Reactions:
CO + H2O ⇌ CO2 + H2
Tª approach: 0 K

- Intercambiadores de calor

Nombre L-CC1 L-CC2

Block Heater

Temperature 210 C 200 C

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

Tabla 43 Resultados corrientes de salida de los reactores de WGS

273
 5.2.2. Proceso Rectisol

La separación del hidrógeno y el dióxido de carbono contenidos en la corriente de

salida de los reactores de WGS tiene lugar mediante absorción física, que utiliza
metanol como disolvente en una columna de absorción. La corriente rica en hidrógeno
se obtiene por cabeza de dicho absorbedor, mientras el CO2 se obtiene junto con el
disolvente por la cola. A continuación la corriente es despresurizada en tres pasos,
obteniéndose CO2 por cabeza de cada una de las unidades de despresurización, para
finalmente entrar en una columna de desorción que opera a baja presión, donde el CO2
se separa del disolvente. Finalmente, el CO2 es comprimido hasta los 10 bares y enviado
al proceso de licuefacción. Por su parte, el hidrógeno obtenido es enviado al ciclo
combinado para la producción de energía eléctrica

La corriente de H2 obtenida contiene una fracción de N2, mientras que la de CO2

contiene una fracción de gas de síntesis sin reaccionar. El aumento de la pureza de estas
corrientes requiere mayor energía, penalizando la eficiencia de la planta, por lo que se
establece la pureza del H2 y el CO2 en el 80 y el 70% respectivamente.

5.2.2.1. Simulación del proceso

Aspen Plus 59 Diagrama de flujo sección Rectisol

La corriente rica en CO2 y H2 que proviene de los reactores de WGS (LM-ABSE) se

introduce en un absorbedor, donde entra en contacto con el metanol (M-CH4O), que
extrae el CO2 por el fondo de la columna. La cantidad de metanol alimentada es función
de la pureza de H2 deseada, en este caso fijada en un 80%.

En el proceso de absorción física no tiene lugar la ionización de los componentes, por lo

que el método para la estimación de las propiedades termodinámicas utilizado es NRTL.
Este método aplica al absorbedor y desorbedor (unidades Radfrac) y a las unidades de
despresurización (unidades Flash2), que acondicionan la corriente para la baja presión de

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:

Aspen Plus 60 Coeficientes Ley de Henry 2 [10]

5.2.2.1.1. Corrientes de entrada

- M-CH4O

Temperature 15 C

Pressure 21,2 bar

Mass frac. CH3OH 1

Total mass flow 3281123 kg / hr

275
 5.2.2.1.2. Unidades del proceso

- M-ABS

Block RadFrac

Calculation type Equilibrium

Number of stages 8

Condenser None

Reboiler None

Pressure stage 1 21 bar

Disitribución de las corrientes de

entrada

LM-ABSE Above Stage 9

M-CH4O Above Stage 1

276
 - M-DESOR

Block RadFrac

Calculation type Equilibrium

Number of stages 15

Condenser Partial-Vapor

Reboiler Kettle

Pressure stage 1 1,2 bar

Reflux ratio (mass) 13

Boilup ratio (mass) 0,3

Disitribución de las corrientes de

entrada

M-FLS3F Above Stage 10

- Unidades de despresurización

Nombre M-FLS1 M-FLS2 M-FLS3

Block Flash2

Pressure 10 bar 2,7 bar 1,4 bar

Heat duty 0W

277
 - Compresores

Nombre M-COMP1 M-COMP2

Block Compr

Type Isentropic

Discharge pressure 10 bar

- Intercambiadores de calor

Nombre M-CC1

Block Heater

Temperature Configuración 1: 150 C

Configuración 2: 40 C

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

Tabla 44 Resultados M-ABS

- Perfil de concentraciones de H2 a lo largo de la columna

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

Figura 102 Perfil de concentración H2 en M-ABS

Corriente de entrada LM-ABSE

Mole flow H2 kmol/hr 6381,72
Mole flow CO2 kmol/hr 4954,07

Corriente gaseosa de salida M-ABSC

Mole flow H2 kmol/hr 6179,89
Mole flow CO2 kmol/hr 144,43
96,84 %
% H2 separado en la fase gas
% CO2 separado en la fase líquida 97,08 %

- 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

Tabla 45 Resultados M-DESOR

5.2.3. Licuefación del CO2

Con el objetivo de facilitar su transporte, el dióxido de carbono pasa por un proceso de

licuefacción, para lo cual se utiliza una unidad de compresión, que eleva la presión de la
corriente hasta los 150 bares. Antes de la compresión el CO2 es separado de compuestos
condensables como el agua a través de un intercambiador de calor, que enfría la
corriente procedente del proceso Rectisol hasta los 20 ºC. Una vez condensados los
compuestos son separados a través de una unidad Flash2, mientras la corriente de CO2
es enviada al compresor. Una vez comprimida la corriente es enfriada hasta los 35 ºC
en un segundo intercambiador.

Aspen Plus 61 Diagrama de flujo licuefación CO2

281
 5.2.3.1. Unidades del proceso

- Intercambiadores de calor

Nombre O-CC1 O-CC2

Block Heater

Temperature 20 C 30 C

Pressure - 0 bar 150 bar

- Separador

Nombre O-FLS1

Block Flash 2

Heat duty 0W

Pressure - 0 bar

- Compresor

Nombre O-COMP

Block Compr

Type Isentropic

Discharge 150 bar

pressure

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

Tabla 46 Resultados corriente O-CO2

5.2.4. Ciclo combinado

El ciclo combinado de la planta en su configuración 1 es el mismo que el utilizado para

la planta IGCC para producción de electricidad a partir del gas de síntesis generado, con
la salvedad de que cambian algunos parámetros de operación debido a que el gas de
entrada tiene una composición, un caudal y un poder calorífico diferente.

A continuación se detallan los cambios significativos producidos tanto en el ciclo de gas

como en el ciclo de vapor.

5.2.4.1. Ciclo de gas

El caudal de nitrógeno residual alimentado a la cámara de reacción se reduce en

2503,65 kmol/hr con el objetivo de establecer una temperatura de gases de salida de 540
C, que garantizan el correcto aprovechamiento del calor en el ciclo de gas.

283
 5.2.4.1.1. Resultados

- Potencia consumida por los compresores

I-COMP1: 35,82 MW
I-COMP2: 44,56 MW
I-COMP3: 55,01 MW
I-COMP4: 67,77 MW

Potencia total consumida: 203,16 MW

- Potencia generada por las turbinas

I-TG1: 103,54 MW
I- TG2: 93,29 MW
I- TG3: 79,68 MW
I- TG4: 70,93 MW

Potencia total generada: 347,44 MW

Por lo tanto, la potencia neta generada por el ciclo resulta ser de 144,28 MW.

- Emisiones CO2

Emisiones de la corriente IJ-GAST4 (gases de escape ciclo de gas) en g/kwh.

Emisiones g/kwh
CO2 75,93

5.2.4.2. Ciclo de vapor

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:

Cantidad de agua alimentada al ciclo (J-BPAG1): de 345467 kg/hr

J-SPL1: Mass flow J-BPAG4 332967 kg/hr

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

- Potencia consumida por las bombas

J-BOMBP: 0,048 MW
J-BOMMP: 0,269 MW
J-BOMAP: 0,803 MW

Potencia total consumida: 1,120 MW

- Potencia generada por las turbinas

J-TVBP: 57,97 MW
J-TVMP: 37,36 MW
J-TVAP: 23,53 MW

Potencia total generada: 118,86 MW

Por lo tanto, la potencia neta generada por el ciclo resulta ser de 117,74 MW.

- Diagrama de transferencia de energía entre los gases de escape y el agua-

vapor de la caldera de recuperación

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

5.3. Eficiencia energética de la planta

En esta configuración, la corriente de combustible que entra en el gasificador es la

misma que para la configuración anterior, así como el gas de síntesis generado. La
diferencia entre ambas configuraciones se basa en que la corriente de gas de síntesis
tratado (G-ABSC) no se dirige al ciclo combinado, sino que pasa por las secciones de
WGS y Rectisol, con el objetivo de producir y separar H2 y CO2. En este caso, la

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)

A-COMBH 21,16 30,09 636,65

B-RAWGAS 10,01 52,78 528,44

M-ABSC 29,57 15,1 446,46

CJ-AP 15,10 78,42

CJ-MP 20,63

Potencia generada

Ciclo de gas Ciclo de vapor

Unidad Potencia (MW) Unidad Potencia (MW)

I-TG1 103,54 J-TVAP 23,53

I-TG2 93,29 J-TVMP 37,36

I-TG3 79,68 J-TVBP 57,97

I-TG4 70,93
Potencia consumida

Ciclo de gas Ciclo de vapor

Unidad Potencia (MW) Unidad Potencia (MW)

I-COMP1 35,82 J-BOMAP 0,80

I-COMP2 44,56 J-BOMMP 0,27

I-COMP3 55,01 J-BOMBP 0,05

I-COMP4 67,77

287
 Potencia neta

Ciclo de gas (MW) Ciclo de vapor (MW)

144,28 117,74

Otros consumos (MW)

C-COMP 0,1

H-COMP 6,73

ASU 28,7

Tabla 47 Energía disponible, potencia generada, potencia consumida. Conf 1

5.3.1.1. Resultados

Eficiencia del gasificador: 83,0 %

Eficiencia de las etapas previas al ciclo: 84,5 %

Eficiencia del ciclo combinado: 48,0 %

Eficiencia global de la planta: 36,6 %

5.4. Evaluación económica

288
 5.4.1.1. Estimación del coste total de la planta

En el caso de la configuración 1, a las secciones calculadas anteriormente en la

estimación del coste de la planta, debemos sumarles las secciones de WGS y Rectisol.

Manejo y Lavado del gas y strippers Turbina de gas

acondicionamiento de la
materia prima

ASU Extracción de azufre del Caldera recuperadora de

gas (MDEA) calor

Gasificación Recuperación del azufre Turbina de vapor

(planta Claus)

Enfriamiento del gas y Alimentación de agua WGS

saturación

Rectisol Instalaciones genéricas

- WGS

El coste directo de la sección, según lo estimado en [47] es de 29 $/kW, por lo que

teniendo en cuenta que la energía contenida en el combustible es de 636650 kW, resulta
un coste de 18,463 millones de $. Este coste incluye tanto los reactores como los
equipos de intercambio de calor necesarios.

- 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.

5.4.1.2. Estimación de los costes de operación

- Costes de operación fijos

Debido a la adición de dos secciones más a la planta, suponemos un incremento en el

número de operarios /turno de 3.

Sección Nº de operarios / turno

Preparación y alimentación de 5
combustible

ASU 5

Gasificación

Lavado del gas y strippers 1

Extracción de azufre del gas (MDEA) 2

Recuperación del azufre (planta Claus) 2

Alimentación de agua 1

Ciclo combinado

WGS 2

Compresión CO2 1

Instalaciones genéricas 3

Tabla 48 Nº operarios / sección. Conf. 1

Respecto al coste de mantenimiento, asumimos un factor de 2 para el caso de la sección

de WGS y de 1,5 para la compresión del CO2.

Sección Factor

Preparación y alimentación de 3
combustible

290
ASU 2

Gasificación 4,5

Lavado del gas y strippers 2

Extracción de azufre del gas (MDEA) 2

Recuperación del azufre (planta Claus) 2

Alimentación de agua 1,5

Ciclo combinado 1,5

WGS 2

Compresión CO2 1,5

Instalaciones genéricas 1,5

Tabla 49 Factor de mantenimiento. Conf 1

El coste de operación de la sección de Rectisol se estima en [48] como 15,26 $/kW,

resultando un total de 3,998 millones de $. Esta cantidad es la suma de los costes fijos y
variables. El 70 % de este coste se establece como coste fijo y se suma al FOC, mientras
el 30 % restante se considera coste variable y es sumado al VOC.

5.4.1.3. Resultados

Coste de la planta

Costes directos de cada Millones $ Millones € (*)

área

DCA 13,934 12,401

DCB 26,374 23,473

DCC 6,534 5,815

DCD,E 1,826 1,625

DCG 16,908 15,048

291
DCH 5,326 4,740

DCI 32,000 28,480

DCJ1 0,055 0,049

DCJ2 21,628 19,249

DCJ3 14,251 12,683

DCK 36,938 32,875

DCL 18,463 16,432

DCM 39,041 34,746

DCO 26,103 23,232

Instalaciones genéricas 38,907 34,627

TDC 298,288 265,476

CICC 74,572 66,369

CEHO 55,929 49,777

CEP 1,000 0,890

TIC 131,501 117,036

CPJ 85,958 76,503

TPC 515,746 459,014

Costes de operación fijos

OCL 6,034 5,370

OCM 7,944 7,070

OCMM 4,767 4,243

OCML 3,178 2,828

OCAS 2,763 2,459

FOC 19,540 17,391

292
 Costes de operación variables

Combustible 33,810 30,091

NaOH 0,278 0,247

Catalizador Claus 0,003 0,003

Fuel Oil 1,262 1,123

Agua 0,793 0,706

Eliminación ceniza 1,612 1,435

VOC 38,957 34,672

Coste de la electricidad

Celec 3,993 Cents.€/kWh

Tabla 50 Resultados evaluación económica. Conf 1

(*) Conversión 1 $ = 0,89 €

6. Comparación entre las distintas

configuraciones

A continuación abordaremos la comparación entre las dos centrales utilizadas para la

generación de energía eléctrica, es decir, entre la central IGCC desarrollada en el
apartado 4, y la modificación realizada en la configuración 1 de la sección 5, que
incluye la generación de electricidad a partir de H2, con captura de CO2.

IGCC IGCC Configuración 1

MW brutos producidos 313,20 262,20

Eficiencia (%) 43,6 36,6

293
 Emisiones CO2 (g/kWh) 742,0 75,93

TPC (M€) 311,40 459,01

FOC (M€) 13,52 17,39

VOC (M€) 33,60 34,67

Coste de la electricidad 3,18 3,99

(Cents.€/kWh)
Tabla 51 Comparación IGCC / Configuración 1

Como podemos calcular, en la configuración 1 se reducen las emisiones de CO2 en un

89,7 %, lo cual conlleva un 7% de pérdida de eficiencia debido a que la energía
disponible del gas de entrada en el ciclo combinado es menor que en la configuración
original, tras el paso por las unidades WGS y Rectisol.

Respecto a los costes, se produce un incremento del 47 % en el coste total de la planta,

debido a la introducción de las secciones de WGS, Rectisol y los sistemas de
compresión, transporte y almacenamiento de CO2. Los costes de operación también
sufren variación, aumentando los costes fijos en un 28,6 %, mientras que los variables
aumentan en un 3,2 %. Estos datos muestran como el principal aumento de costes se
debe a la inversión inicial a realizar para la inclusión de las nuevas secciones de la
planta.

El aumento del coste de la electricidad utilizando la configuración 1, resulta del 25 %.

El coste de las emisiones de CO2 que evitamos verter a la atmósfera se calcula como la
relación entre el aumento en el coste de la electricidad entre las dos configuraciones
(cents. €/kWh), y la cantidad de emisiones de CO2 reducida. Este coste resulta de 12,16
€/tonelada CO2.

Como hemos puesto de manifiesto en el presente documento, la producción de energía

eléctrica libre de dióxido de carbono a partir de carbón es posible mediante los medios
tecnológicos actuales, y podría jugar un papel fundamental en aquellos países no
pertenecientes a la OECD que tienen previsto aumentar su demanda energética a partir
del carbón en los próximos años. Si bien, como hemos discutido en esta sección, la
disminución en la eficiencia y el aumento del coste son apreciables. Las mejoras

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
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