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Proyecto Fin de Carrera Estudio de la integración de un sistema de captura de CO2 en una planta de producción de papel Autora Ana Viscor Zárate Directora Yolanda Lara Doñate Ponente Luis Miguel Romeo Giménez Ingeniería Industrial Escuela de Ingeniería y Arquitectura 2013 ESTUDIO DE LA INTEGRACIÓN DE UN SISTEMA DE CAPTURA DE CO2 EN UNA PLANTA DE PRODUCCIÓN DE PAPEL Resumen: La reacción reversible entre el CaO y el CO2 se presenta como un proceso prometedor en la captura de CO2 emitido en centrales termoeléctricas y en plantas industriales. Haciendo uso de un sistema de carbonatación-calcinación se genera una corriente pura de CO2, que será comprimida e inyectada en los estratos geológicos. Sin embargo, la adopción de tal sistema de captura supone una importante penalización energética, tanto térmica (necesidad de combustible en el calcinador) como eléctrica (compresión de CO2 y producción de O2 para la oxi-combustión). En el presente proyecto se estudia la utilización de este sistema de captura en una planta productora de papel basada en el proceso de Kraft en el que las fibras de celulosa son liberadas en un proceso de cocción, al disolverlas a altas temperaturas en una solución química de NaOH y Na2S (licor blanco). Con este fin, se realiza un modelo de fábrica de papel, definiendo el consumo y/o producción de energía en cada una de sus etapas y cuantificando las emisiones de CO2 que en ellas se producen. Se procede entonces al diseño del sistema de captura, capaz de generar una corriente pura de dióxido de carbono a partir de los gases de salida de la fábrica modelada. Con la intención de minimizar la penalización energética que se deriva del sistema de captura, el Proyecto Fin de Carrera recoge un estudio de la posible integración energética del sistema, de modo que se aproveche el calor excedente en el ciclo de potencia de la planta. Este estudio se realiza haciendo uso de la Tecnología Pinch. Por último, se da un paso más en la integración de ambos procesos y se propone la unión del horno de cal de la planta con el calcinador del sistema de captura en único reactor químico y el posterior estudio de su integración energética. Tabla de contenidos: Introducción pág. 1 Capítulo 1. Simulación de una planta productora de papel mediante el proceso de kraft. pág. 3 1.1. Caldera pág. 4 1.2. Horno de cal pág. 7 1.3. Caustificación pág. 11 1.4. Ciclo de potencia pág. 12 Capítulo 2. Diseño del sistema de captura de CO2 pág. 15 Capítulo 3. Integración energética del sistema de captura pág. 21 Capítulo 4. Integración del calcinador y el horno de cal pág. 29 Conclusiones pág. 35 Bibliografía pág. 39 Anexo A pág. 41 1 Introducción: Los informes elaborados por el Panel Intergubernamental sobre el Cambio Climático (IPCC), revelan la necesidad de tomar acciones urgentes frente al cambio climático derivado de las emisiones de gases de efecto invernadero. Según el tercer informe del IPCC[1], existe una clara evidencia de que la mayor parte del calentamiento global observado durante los últimos 50 años es atribuible a la actividad humana y principalmente a la emisión de dióxido de carbono (CO2). Un 40% de estas emisiones tienen su origen en el sector industrial y muy especialmente en las manufacturas primarias: química, petroquímica, del acero, del hierro, cementera y del papel. Se espera que la demanda de bienes manufacturados duplique en el año 2050 los niveles de 2006, y si las emisiones industriales permanecen sin control se prevé que el total de emisiones de CO2 aumente hasta un 90% en 2050 respecto a 2007[2]. Una de las tecnologías en desarrollo capaz de reducir considerablemente la emisión a la atmósfera de CO2 de origen industrial o en plantas de producción de energía, es la captura y almacenamiento de CO2, CCS "Carbon Capture and Storage [Sequestration]". Esta tecnología hace referencia a la generación de una corriente pura de dióxido de carbono y su posterior compresión e inyección en estratos geológicos. Según informes de la Agencia Internacional de Energía[3] se producen 354Mt de papel al año. EEUU es el mayor productor mundial con 83.61 Mt anuales. España, por su parte, supone un 1.5% de la producción mundial. Ambos países presentan el mayor índice de producción de CO2 por tonelada de papel producido. La estructura básica de la pulpa de papel es un entramado de fibras de celulosa unidas mediante enlaces de hidrógeno. El proceso de elaboración de la pulpa de papel consiste en separar estas fibras de los componentes no celulósicos, en el caso de la madera, principalmente hemicelulosas, ligninas, extractos y otros compuestos inorgánicos. Al elaborarse la pulpa, los enlaces dentro de la estructura de la madera se rompen mecánica o químicamente, ya sea en medio alcalino (sulfato o kraft) o en medio ácido (sulfito). El proceso de kraft o de sulfato supone aproximadamente un 80% de la producción mundial. En el pulpeo de kraft las fibras son liberadas en grandes recipientes a presión llamados digestores, al disolverlas a altas temperaturas en una solución química de hidróxido de sodio (NaOH) y sulfuro de sodio (Na2S) conocida como licor blanco. El residuo de la cocción, mezcla del licor blanco, lignina y hemicelulosas se conoce como licor negro. El licor negro es concentrado por evaporación y quemado en la caldera de recuperación para generar vapor de alta presión. Durante la incineración se produce ceniza que contiene carbonato sódico y sulfuro sódico, que se caustifica por agregado de cal apagada para la recuperación del NaOH. En la caustificación se obtiene carbonato cálcico, que se transforma en cal viva (CaO) en un horno de cal. El proceso presenta, así, dos fuentes principales de CO2: la combustión y el proceso de calcinación. Es, precisamente, la reacción reversible entre CaO y CO2, un proceso prometedor para la generación de una corriente pura de dióxido de carbono en condiciones de almacenamiento 2 geológico. Se caracteriza por ser un proceso a alta temperatura, al contrario que otros procesos como el de la tecnología de absorción con aminas, lo que deriva en una gran posibilidad de recuperación energética. De esta manera se puede minimizar la penalización energética que supone la instalación de un sistema de captura y almacenamiento de CO2. En el presente proyecto se pretende estudiar el uso de dicho proceso en una fábrica productora de papel que utiliza el ciclo de kraft, y encontrar aquellas configuraciones que al integrar el ciclo de captura minimicen la penalización energética asociada. Los objetivos que se plantean serán desarrollados en cada uno de los capítulos de los que consta el proyecto. - En el Capítulo 1 se plantea un modelo de fábrica de papel, definiendo el consumo o producción de energía en cada una de sus etapas. El consumo energético de las etapas de obtención y tratamiento de la pulpa de papel ha sido recogido de distintos artículos y tomado como dato; centrando el análisis en el circuito alcalino y el circuito de calcio, caldera de recuperación y horno de cal. - El Capítulo 2 propone el diseño y la simulación de un proceso de captura de CO2 basado en ciclos de carbonatación-calcinación con la intención de reducir dichas emisiones. - En el Capítulo 3 se analiza la posible integración energética del ciclo de captura con la planta mediante un Análisis Pinch, de modo que se minimice la penalización energética asociada a él. - El Capítulo 4 se plantea la posible unión del horno de cal de la planta y el calcinador del sistema de captura de CO2 en un único reactor que realice ambas funciones y el posterior estudio de su integración energética en la planta. Los resultados obtenidos se recogen en las conclusiones comparando las emisiones de CO2, la potencia auxiliar requerida y el CaCO3 de relleno necesario en cada uno de los casos estudiados. En el Anexo A se recogen los fundamentos y procesos de cálculo que sigue el Análisis Pinch y que no se detallarán en el desarrollo de la memoria. En lo referente a programas informáticos que se han utilizado para alcanzar tales objetivos, al realizar el análisis Pinch se ha recurrido a un Software para redes de intercambiadores de calor llamado Hint. Para la simulación de los diferentes procesos recogidos se utiliza Engineering Equation Solver (EES). 3 Capítulo 1. Simulación de una planta productora de papel mediante el proceso de kraft. El presente capítulo tiene como objetivo describir la simulación realizada de la planta productora de papel, con la intención de localizar los focos emisores de CO2 y cuantificar el consumo y la producción energética que en ella se lleva a cabo. La fábrica presenta un tamaño de producción de 1000 ADT(air dry tonne)/día. La figura 1.1 muestra las diferentes etapas de fabricación en las que se ha subdividido la planta, que se explicarán brevemente a continuación. Figura 1.1. Esquema de las diferentes etapas de la planta de papel. Las astillas que previamente han sido tratadas para eliminar el contenido de aire y preimpregnadas con licor blanco para asegurar una mayor uniformidad en la cocción entran en el digestor (1). En él, las astillas son literalmente cocidas a alta temperatura y presión, con el licor blanco, una solución acuosa de sulfuro de sodio e hidróxido de sodio, cuya función es liberar las fibras de celulosa (pulpa), rompiendo las uniones de lignina. A la salida del digestor (2), la pulpa se bombea junto a la suspensión química residual para su depuración (3) y deslignificación con oxígeno. El papel es tratado con este elemento en un contenedor presurizado a temperatura elevada, en un medio alcalino; disminuyendo el contenido en lignina de un 3%-4% a un 1.5%. Se inicia entonces el proceso de blanqueamiento (4). En la simulación se utilizará una planta de blanqueamiento de cuatro etapas ECF (Elemental chlorine free), que utilizando ClO2 y NaOH llega a alcanzar una blancura estándar de 87-90%[4]. Al finalizar la etapa de blanqueamiento (5), la pulpa se seca en unos pre-secadores por los que circula vapor a altas temperaturas y en una serie de rodillos secadores; hasta lograr una consistencia del 87-92% de la pulpa de papel blanqueada (6), que puede ser comercializada o, bien procesada para la obtención de papel en la misma fábrica. 10 La variable HFG (Ec.1.23) hace referencia a la energía en los gases de combustión por kg de combustible. La combustión se produce con EA=3%. La masa de gases de salida se corresponderán pues con los reflejados en la tabla 1.4. (1.23) Elodo de cal (Ec.1.24) incluye tanto la energía presente en el agua como en el carbonato de calcio. (1.24) Se puede cuantificar así la energía requerida en el horno (mGN*PCGN) , el ratio rCaO y finalmente m CaOreal, utilizando las siguientes condiciones[12]: - Temperatura del lodo de cal a la entrada: TLodo de cal(11) = 60ºC. - Temperatura de los gases de salida: TFG , Horno de cal= 315ºC. - Temperatura de la cal viva: TCaO(14) = 315ºC. - Pérdidas por convección y por radiación en el horno de cal: 12 %. Se puede cuantificar la energía requerida en el horno de cal (mGN*PCGN) introduciendo la energía de las diferentes corrientes en Ec.1.15, el ratio rCaO y finalmente CaO real con Ec.1.11. Los resultados obtenidos se muestran en la tabla 1.6. mGN*PCGN (GJ/ADT) 9,323 rCaOGJ/TCaO) 9,323 mCaO(14)real(kg/ADT) 128,8 Tabla 1.6. Cálculo del consumo real de CaO en una planta de producción de papel. Con la cantidad de mCaOreal se repite el procedimiento (ecuaciones 1.8-1.24) bajo las mismas condiciones para obtener el consumo real de gas natural y la cantidad de CaCO3 en el lodo de cal necesaria para la calcinación (Tabla 1.7), así como la composición de los gases de salida en el horno de cal (Tabla 1.8). mGN, (kg/ADT) 24,02 mCaCO3(11)(kg/ADT) 229,9 Tabla 1.7.Gas natural y carbonato de calcio necesarios en el horno de cal. 11 Kg/Adt CO2, Horno de cal 167,1 H2O, Horno de cal 119,3 N2, Horno de cal 326,3 O2, Horno de cal 2,889 Tabla 1.8. Composición de los gases de salida del horno de cal. 1.3. Caustificación: El licor verde se mezcla con cal viva (14) en un reactor químico a la salida de la caldera de recuperación (9). La cal viva a altas temperaturas tomada directamente del horno de cal, reacciona con el agua presente en el licor formando Ca(OH)2, en una reacción exotérmica que se conoce comúnmente como apagado de la cal (Ec.1.25). (1.25) Se inicia entonces la caustificación (Ec.1.26): (1.26) El diagrama de flujos del reactor químico donde se produce la caustificación se representa en la Figura 1.4. Figura 1.4.Digrama del reactor químico en el que tiene lugar la caustificación. 12 Tomando como ɳcaustificación=0.965 y el 1% en exceso de cal[13] que se recomienda habitualmente, se calcula el carbonato sódico a la entrada(mNa2CO3(9)), que se corresponde con el Na2CO3 a la salida de la caldera de recuperación que se buscaba con Ec.1.27. y la caliza recuperada a la salida (mCaCO3(10)) con Ec 1.28. (1.27) (1.28) Por último, se calcula el CaCO3 de relleno necesario como la diferencia entre la caliza que debe entrar en el horno de cal y el que se recupera en el proceso de caustificación (Ec.1.29). (1.29) Los resultados obtenidos se muestran en la tabla 1.9. mCaCO3(10)(kg/ADT) 198,7 mCaCO3,(12)(kg/ADT) 31,2 mNa2CO3(9)(kg/ADT) 218,3 Tabla 1.9.Resultados de las corrientes calculadas durante la caustificación. 1.4. Ciclo de potencia: Para la obtención de la energía eléctrica necesaria para el funcionamiento de la fábrica se ha diseñado un ciclo de potencia con tres niveles de presión que utiliza el calor generado en la caldera de recuperación, figura 1.5. Figura 1.5. Ciclo de potencia de la planta de producción de papel. 13 El ciclo de vapor consta de una turbina de vapor que presenta tres secciones, turbina de alta presión (ɳ=0.8), turbina de media presión(ɳ =0.9) y turbina de baja presión (ɳ=0.85). El vapor principal entra en la turbina de alta presión a 500ºC de temperatura y 100 bar de presión. Tras esta sección el vapor a 3 bar se bifurca en dos ramas, el 90% del vapor se introduce directamente en la turbina de media presión y el otro 10% es enviado a un calentador abierto para calentar el agua de alimentación de la caldera. El vapor se expande en la turbina de media hasta 0.8 bar y a la salida se divide, de nuevo, en dos corrientes. El 90% se introduce en la turbina de baja y el 10% se dirige al calentador cerrado. En el condensador que se mantiene a una presión de 0.05 bar, el vapor condensado se extrae mediante una de las bombas y se envía al calentador cerrado, del que se purga parte del agua que es inyectada en el condensador. A la salida del calentador abierto una bomba eleva la presión del agua hasta la presión de caldera. En la simulación del ciclo de vapor se utilizó la aproximación de líquido saturado a la salida del condensador y del intercambiador abierto. Las bombas presentan un ∆T=2ºC entre la entrada y la salida. Se introdujo como dato la potencia necesaria en la planta. Los resultados obtenidos se muestran en la tabla 1.10. Estado T(ºC) P(bar) h(kJ/kg) m(kg/s) 1 500 100 3374 17,09 2 134,1 3 2726 1,709 3 93,51 0,8 2527 1,538 4 32,88 0,05 2208 13,84 5 32,88 0,05 137,7 15,38 6 34,88 3 146,6 15,38 7 76,65 3 321,1 15,38 8 133,6 3 561,6 17,09 9 135,6 100 576,6 17,09 10 93,51 0,8 779,5 1,538 11 32,88 0,05 779,5 1,538 Tabla 1.10. Definición de los estados del ciclo de potencia en la simulación de la planta. Las principales características del ciclo se reflejan en la tabla 1.11. Potencia ciclo (kW) 18167 ɳcaldera 0,7 Tabla 1.11. Principales características del ciclo de potencia. De la simulación de la planta se ha obtenido la cantidad de CO2 emitido a la atmosfera, un total de 2096 kg/ADT. Además se ha contabilizado la cantidad de gas natural que se consume en el horno de cal y en la caldera de recuperación como combustible auxiliar, lo que supone un total de 113,48 kg/ADT. En el ciclo de vapor se producen 18,167MW que se dedican íntegramente a autoconsumo y que hacen frente a toda la potencia requerida por la fábrica. Por último, de los resultados obtenidos se 14 desprende que la planta necesita incorporar 31.2kg/ADT de CaCO3 de relleno en el horno de cal, para la producción de cal viva requerida en la caustificación. 15 Capítulo 2. Diseño del sistema de captura de CO2. La técnica de captura de CO2 que se plantea en el presente proyecto permite separar el CO2 de la corriente de gases de salida de la planta de producción de papel mediante la reacción reversible de carbonatación con CaO y la calcinación del CaCO3 (Ec.2.1) formado para regenerar el sorbente. (2.1) En la figura 2.1 se representa el esquema que se propuso para la integración de dicho sistema en la planta de producción de papel. Figura 2.1. Sistema de captura de CO2. Los gases de salida de la planta de papel (mFG(1)) son dirigidos hacia la unidad de carbonatación, donde se ponen en contacto con una corriente de sólidos de CaO (mCaO(4)). Permitiendo un tiempo de contacto suficiente, estos sólidos reaccionan con el CO2, dando lugar al CaCO3(mCaCO3(3)) y liberando una cantidad importante de energía (Ec.2.1). Para poder utilizar reactores compactos es necesario que las cinéticas de reacción sean rápidas, se requieren para ello, temperaturas elevadas en el carbonatador (superiores a 600ºC). La corriente de CaCO3 junto con el CaO excedente se introduce en el calcinador donde se invierte la reacción anterior para regenerar el CaO y producir una corriente pura de CO2 que 16 será comprimida y transportada. La temperatura necesaria para el proceso de calcinación debe ser superior a 850ºC. Además se requiere una cantidad importante de energía para la regeneración. Esta energía se aporta mediante la oxi-combustión de gas natural (mGN(8)). En la oxi-combustión, la combustión se lleva a cabo con oxígeno puro (mO2(7)), eliminando previamente el nitrógeno del aire en una planta de separación de aire (ASU). La combustión con oxigeno puro tiene como consecuencia que se alcancen temperaturas de hasta 3500ºC, no soportables por los materiales habitualmente utilizados. La temperatura se controla mediante la recirculación de una parte de los gases a la salida del calcinador (mFG(12)). Por otro lado, la capacidad de de trabajo del CaO no es infinita, sino que disminuye de forma gradual a medida que se van acumulando los ciclos de carbonatación-calcinación. Así, es necesario incorporar de manera continuada al proceso de captura, una corriente fresca de CaCO3 (mCaCO3(0)) que sustituya al CaO degradado y purgado del ciclo (mCaO(5)). Para realizar el modelo termodinámico del sistema de captura son necesarios una serie de datos[14]: - Temperatura de trabajo del carbonatador. Tcarb= 950ºC. - Temperatura de trabajo del calcinador. Tcalc= 650ºC. - Eficiencia de captura en el carbonatador. ɳcaptura,CO2= 90% - Ratio molar CaO/CO2 en el carbonatador. rCaO/CO2= 4 - Contenido de O2 a la salida del calcinador. EO=2% - Purga: p=3.2% del CaO a la salida del calcinador. Una vez definidas las condiciones bajo las que actuará el sistema de captura, el primer paso será calcular el caudal de gases que entran en el carbonatador. Para ello se plantea el balance de masa (Ec.2.2) y energía (Ec.2.3) de un sistema que tiene como entradas el caudal de gases a la salida de la caldera de recuperación y del horno de cal calculados en el Capítulo 1 (Figura 2.2). 17 Figura 2.2. Cálculo de la corriente de gases de entrada al carbonatador. , , , , (2.2) (2.3) Los resultados obtenidos se muestran en la tabla 2.1. mCO2(1) (kg/ADT) 2096 mH2O(1) (kg/ADT) 3688 mO2(1) (kg/ADT) 351,2 mN2(1) (kg/ADT) 9051 TFG(1) (ºC) 184,7 Tabla 2.1.Composición y temperatura de los gases de entrada al carbonatador. El flujo másico de cada una de las corrientes se realiza atendiendo a los balances de masa correspondientes junto con el balance de energía en el calcinador. El flujo másico de CO2 que entra con los gases de combustión de la planta determina el flujo de CaO que debe entrar en el carbonatador (Ec. 2.4). Se debe tener en cuenta la relación molar requerida de CaO por mol de CO2(rCaO/CO2). 18 (2.4) La cantidad de CaCO3 que sale del carbonatador mCaCO3(3) se calcula a partir del flujo másico de CO2 que entra y con la eficiencia de captura (ɳcaptura,CO2). Se considera que la reacción de calcinación es completa y que no hay recirculación de CaCO3 (Ec. 2.5). (2.5) De todo el CaO que se introduce en el carbonatador (mCaO(4)), la cantidad que se consume en la reacción es la cantidad que captura CO2(ɳcaptura,CO2). De este modo, la cantidad de CaO que sale del carbonatador sin reaccionar (mCaO(3)) es el que se recoge de Ec.2.6. (2.6) La cantidad de CO2 emitido a la atmosfera, será el que escapa con los gases a la salida del calcinador (Ec.2.7). (2.7) En el calcinador se libera el CO2 que había quedado atrapado en el CaCO3 para ser comprimido y almacenado. Sin embargo se debe tener en cuenta que a la salida del calcinador también se tendrá la corriente de CO2 procedente de la corriente de CaCO3 fresco introducido, más el producido en la reacción de oxi-combustión del gas natural (Ec.2.8). (2.8) La cantidad de CaCO3 fresco (mCaCO3(0)), dependerá de la purga de CaO(mCaO(5))(Ec 2.9). Esta purga se toma como un porcentaje determinado del caudal total de CaO a la salida (p). (2.9) La caliza fresca se introduce a la temperatura de referencia por lo que no aparecerá en el balance de energía planteado en el calcinador. Se introducen también a la temperatura de referencia el oxígeno para la combustión y el gas natural. La combustión requerida en el calcinador para regenerar el sorbente se consigue mediante la combustión de gas natural en presencia de oxígeno puro. El CO2 con el vapor de agua y una pequeña parte de oxígeno que se producen durante la oxi-combustión se van con el CO2 producido durante la calcinación. 19 Se utilizará el mismo gas natural que en la planta papelera (Tabla 1.2). El planteamiento es similar al realizado en el horno de cal. El caudal de gas natural necesario se calcula mediante el balance de energía en el calcinador. Conociendo las propiedades del gas natural, el exceso de oxígeno a introducir y el calor necesario (Ecalc) para la calcinación (Ec.2.10), quedan los caudales dependientes del caudal de gas natural a la entrada (HFG) y las temperaturas son conocidas, por lo que se calcula la cantidad de gas natural requerida junto con la cantidad de O2 a introducir (Ec.2.11). (2.10) (2.11) La energía introducida en cada corriente se calcula siguiendo las ecuaciones 1.18, 1.19 y 1.20. EFG(12) hace referencia a la recirculación de los gases, que permite controlar la temperatura. Se ha considerado que un 20% de los gases a la salida serán recirculados. Como consumos auxiliares al sistema se debe considerar la separación de aire criogénica, y el sistema de compresión de CO2 necesario para su trasporte. Para obtener la producción de O2 a partir de aire con una pureza del 99% mediante criogenización se requiere una energía eléctrica de unos 280kWh por tonelada de de O2 producida[15]. Para la compresión se considera un consumo eléctrico de 100 kWh por tonelada de CO2 comprimida. Los resultados obtenidos en la simulación se muestran en la tabla 2.2. mGN, Sistema de captación(kg/ADT) 1202 mCO2,emitiodo a la atmosfera(kg/ADT) 209,6 %reducción CO2 emitido 90 Paux,capt (MW) 119,995 Tabla 2.2. Resultados del sistema de captura. Con el sistema de captura la cantidad de CO2 emitido a la atmosfera es de 209,6 kg/ADT, lo que supone una reducción del 90%. Sin embargo la penalización energética se refleja en un mayor consumo de de gas natural que pasa a ser de 1315,48 kg/ADT y la necesidad de 119,995 MW de potencia auxiliar a incorporar de la red. Además al CaCO3 de relleno necesario en el horno de cal, se añade ahora el CaCO3 fresco a incorporar siendo este último de 15394 kg/ADT. 26 Del diagrama se desprende la necesidad de una fuente de servicio fría equivalente a 14115kW y el Pinch Point, Tpinch= 945ºC,de modo que solo se situarán corrientes por debajo del Pinch Point y en ningún caso será posible la transferencia de calor a través de Pinch. El número mínimo de intercambiadores de calor (Nmin) requeridos será igual a 9 (Ec. 3.3). (3.3) Donde: = Número de corrientes calientes. = Número de corrientes frías. = Número de corrientes de servicio. AP=Arriba del Pinch BP= Bajo el Pinch La red de intercambiadores diseñada se muestra en la figura 3.2 junto con la tabla de intercambiadores (Tabla 3.5.). Figura 3.2. Red de intercambiadores para la integración energética del sistema de captura. 27 Intercambiador Calor(kW) Corriente caliente TIN (ºC) TOUT (ºC) Corriente fría TIN (ºC) TOUT (ºC) 1 3163 4 950,00 150,00 9b 135,60 311,00 2 14115 3 152,15 99,63 Utility - - 3 91677 3 493,28 152,15 9a 135,60 311,00 4 13974 2 220,26 150,00 8 134,10 198,70 5 85472 2 650,00 220,26 7 185,00 568,70 6 119917 1 650,00 650,00 5 311,00 311,00 7 18109 3 950,00 882,62 7 568,70 650,00 8 74156 3 882,62 606,68 6 311,00 500,00 9 30477 3 606,68 493,28 5 311,00 311,00 Tabla 3.5. Tabla de los intercambiadores de calor para la integración energética del sistema de captura. La corriente del economizador que debe elevar su temperatura de 135,6 a 311 ºC, se divide en dos (9a y 9b). La corriente 9b, será calentada por la corriente de purga (int. 1) y 9a utilizando el CO2 justo antes de su compresión (int. 3). Esta misma corriente de CO2 calienta íntegramente el vapor en el sobrecalentador (int. 8) y participa en la calefacción en el evaporador (int. 9) junto con el calor desprendido en el carbonatador (int. 6). Previamente, cuando la corriente de CO2 se encuentra a 950ºC, salida del calcinador, habrá de ser utilizada para alcanzar la temperatura objetivo en los gases de entrada al carbonatador (int. 7) previamente calentados por la corriente de gases limpios a la salida del carbonatador (int 5). Finalmente, a la salida del intercambiador número 5 los gases limpios se utilizan para la calefacción en el recalentador (int 4). Int. 2 hace referencia al servicio de refrigeración. Como se desprende de la tabla en todos los intercambiadores se respeta ∆Tmin. Se han eliminado todas las mallas por lo que se ha conseguido alcanzar el mínimo número de intercambiadores. Con la integración energética, en el nuevo ciclo de potencia se producen 124, 938MW con los que se hace frente a la necesidad de energía eléctrica en la planta 18,167 MW y prácticamente a la totalidad de la potencia auxiliar para la compresión del CO2 y la separación del aire, siendo necesario incorporar de la red únicamente 6,149 MW. La tabla 3.6. muestra los estados del nuevo ciclo de potencia. 28 Estado T(ºC) P(bar) h(kJ/kg) m(kg/s) 1 500 100 3374 114,2 2 134,1 3 2726 11,42 2r 198,7 3 2862 102,8 3 93,51 0,8 2643 10,28 4 32,88 0,05 2307 92,48 5 32,88 0,05 137,7 102,8 6 34,88 3 146,6 102,8 7 76,65 3 321,1 102,8 8 133,6 3 561,6 114,2 9 135,6 100 576,6 114,2 9l 311 100 1407 114,2 9v 311 100 2705 114,2 10 93,51 0,8 779,5 10,28 11 32,88 0,05 779,5 10,28 Tabla 3.6. Definición de estados ciclo de potencia en la integración energética. El consumo de gas natural total también se ve reducido, por la disminución de gas natural consumido en la caldera que pasa a ser de 44.61kg/ADT, y en el calcinador puesto que al disminuir la cantidad de CO2 emitido en la caldera, se necesitará menos gas natural para la captura. Así, si se compara el consumo total de gas natural en la planta, incluyendo el sistema de captura, se pasa de 1315.48 kg/ADT sin integración energética a 1200.63 kg/ADT con ella. También disminuirá la cantidad de CaCO3 fresco necesario que se reduce hasta 14490 kg/ADT. En resumen, con la integración energética se consigue minimizar la penalización energética considerablemente, la energía a incorporar de la red se reduce en un 94,8%. Además disminuye el consumo de gas natural (1200,63 kg/ADT), de CaCO3 fresco (14490 kg/ADT). Las emisiones de CO2, por otro lado alcanzan un porcentaje de reducción del 90,59%. 29 Capítulo 4. Integración del calcinador y el horno de cal. Con la intención de dar un paso más en el proceso de integración del sistema de captura en la planta papelera y conseguir una mayor disminución de las emisiones de CO2 a la atmosfera, se estudió la posible unión del proceso de calcinación en el sistema de captura con la calcinación que se lleva a cabo en el horno de cal para la recuperación del CaO utilizado en la caustificación, figura 4.1. Posteriormente se realizó la integración energética del nuevo sistema con la planta. En este capítulo se recopilan los resultados de ambos procesos. Figura 4.1. Esquema de la integración del calcinador del sistema de captura de CO2 con el horno de cal de la planta de producción de papel. El primer paso será recalcular los gases de entrada al carbonatador, tras eliminar el horno de cal de la planta y descontando el gas natural utilizado en el ciclo de potencia que, como se describió en el capítulo anterior, es sustituido por el calor recuperado en la integración energética. La composición y la temperatura de los gases bajo estas condiciones se muestran en la tabla 4.1. mCO2(1) (kg/ADT) 1805 mH2O(1) (kg/ADT) 3467 mO2(1) (kg/ADT) 303 mN2(1) (kg/ADT) 8115 TFG(1) (ºC) 180 Tabla 4.1. Composición de los gases a la entrada del carbonatador sin el horno de cal ni el consumo de gas natural en la caldera para la producción de energía eléctrica. Utilizando los mismos parámetros para el sistema de captura que en el capítulo 2, con las ecuaciones 2.4, 2.5, 2.6 calculamos las corrientes de entrada y salida en el carbonatador, que se corresponden con las corrientes 2 y 3 del nuevo calcinador (Figura 4.2). 30 Figura 4.2. Diagrama de reactor químico en la integración del horno de cal y el calcinador del sistema de captura. En la simulación de la planta de papel el flujo de CaO a la salida del horno de cal era utilizado para precalentar el aire de entrada a 260-370ºC[12], a través de unos tubos refrigeradores. Este es el motivo de que dicha corriente abandonara el horno a 315ºC[12] y no a la temperatura de calcinación. En el diseño del calcinador para la integración de ambos procesos, la energía recuperada al enfriar esta corriente de CaO de la temperatura de calcinación a 350ºC se recoge en una nueva corriente caliente Q5 (Figura 4.2) que será utilizada posteriormente en la integración energética. Se añadirá también un corriente fría C6, que hace referencia al precalentamiento del oxígeno de la temperatura de referencia a 338,6ºC. La cantidad de CaO que debe ser purgada se calcula en base a la cantidad de CaO total a la salida del calcinador; esto es, incluyendo la corriente que se dirige a la planta de producción de papel. Cabría pensar entonces, que el nuevo sistema requerirá de una mayor cantidad CaCO3 fresco, sin embargo al disminuir el consumo de gases a tratar, la cantidad de CaCO3 en el sistema integrado es de 13239 kg/ADT frente a los 15394kg/ADT del sistema de captura únicamente y los 14490kg/ADT del sistema de captura con integración energética. 31 Los resultados de captura obtenidos con el nuevo sistema conjunto se muestran en la tabla 4.2. mGN, Sistema de captura(kg/ADT) 811,5 mCO2,emitiodo a la atmosfera(kg/ADT) 180,5 %reducción CO2 emitido 91,39 Paux,capt (MW) 89,932 Tabla 4.2. Resultados del sistema de captura al integrar el horno de cal y el calcinador. Con el nuevo sistema se procede al cálculo de la integración energética. Siguiendo el mismo proceso que en el capítulo anterior para el cálculo del MER, se simulan ciclos de potencia con su respectiva cascada de calor hasta encontrar el valor de la corrientes que alcanzan el máximo aprovechamiento energético sin fuentes externas de calefacción. La tabla 4.3 muestra el valor de los flujos que alcanzan tal objetivo. Nº de corriente Corriente Tipo Tipo de calor TIN(ºC) TOUT (ºC) H (kW) mcp (kW/K) 1 Q1 Caliente Latente 650 650 -109757 - 2 Q2 Caliente Sensible 650 150 -95828 191,66 3 Q3 Caliente Sensible 950 99,63 -255054 299,93 4 Q4 Caliente Sensible 950 150 -2936 3,67 5 C3 Fría Latente 311 311 157927 - 6 C4 Fría Sensible 311 500 77870 412,01 7 C1 Fría Sensible 180 650 100304 213,41 8 C5 Fría Sensible 134,1 198,7 14674 227,15 9 Q5 Caliente Sensible 950 315 -1007 1,59 10 C6 Fría Sensible 25 338,6 1007 3,21 11 C2 Fría Sensible 135,6 311 99591 567,79 Tabla 4.3.Tabla de extracción térmica en el proceso de integración del horno de cal y el calcinador del sistema de captura. La cascada de calor obtenido bajo estas condiciones y seleccionando un ∆Tmin=10ºC, revela la necesidad de refrigeración de 13208kW. Figura 4.3, donde la temperaturas se muestran en ºC. 32 Figura 4.3. Cascada del proceso, en la integración del horno de cal y el calcinador del sistema de captura. 33 La red de intercambiadores diseñada se muestra en la figura 4.4 junto con la tabla de intercambiadores Tabla 4.4. Figura 4.4. Red de intercambiadores en la integración del horno de cal y el calcinador del sistema de captura. Intercambiador Calor(kW) Corriente caliente TIN (ºC) TOUT (ºC) Corriente fría TIN (ºC) TOUT (ºC) 1 13209 3 143,67 99,63 Ut. - - 2 352,58 3 144,85 143,67 10 25,00 134,80 3 681,46 3 147,12 144,85 8 134,10 137,10 4 2936 4 950,00 150,00 11b 135,60 311,00 5 96655,06 3 469,37 147,12 11a 135,60 311,00 6 13992,54 2 223,01 150,00 8 137,10 198,70 7 81835,46 2 650,00 223,01 7 180,00 563,46 8 654,42 9 727,67 315,00 10 134,80 338,60 9 352,58 9 950,00 727,67 5 311,00 311,00 10 77870 1 650,00 650,00 6 311,00 500,00 11 18468,54 3 950,00 888,42 7 563,46 650,00 12 31887 1 650,00 650,00 5 311,00 311,00 13 125687,4 3 888,42 469,37 5 311,00 311,00 Tabla 4.4. Intercambiadores de calor en la integración del horno de cal con el calcinador del sistema de captura de CO2. De nuevo la corriente del economizador se divide en dos, el flujo 11b se calienta con la corriente de purga (int 4) y 11a con el flujo de CO2 a la salida del calcinador (int 5), pero en este caso a temperaturas mayores. El calor de este flujo a temperaturas menores será utilizado en el recalentador y en el precalentamiento del oxígeno para la calcinación. En este caso no se 34 cumple el mínimo número de intercambiadores calculado según Ec.3.3 y será necesario un intercambiador más. Que todas las corrientes se sitúen por debajo del Pinch, unido al hecho de que sea imposible cumplir la condiciones de diseño bajo el Pinch (Ec. 4.1, 4.2.) hacen que esto no sea posible. (4.1) (4.2) A continuación se analizan los resultados obtenidos con la integración de procesos. En lo referente al nuevo ciclo de potencia, la potencia producida es igual a 131,196 MW, suficiente para hacer frente a la energía de la planta y a la potencia auxiliar requerida y presentando un excedente de potencia equivalente a 23,097 MW para vender. La tabla 4.5. muestra los estados del nuevo ciclo de potencia. Estado T(ºC) P(bar) h(kJ/kg) m(kg/s) 1 500 100 3374 119,9 2 134,1 3 2726 11,99 2r 198,7 3 2862 102,8 3 93,51 0,8 2643 10,79 4 32,88 0,05 2307 97,11 5 32,88 0,05 137,7 107,9 6 34,88 3 146,6 107,9 7 76,65 3 321,1 107,9 8 133,6 3 561,6 119,9 9 135,6 100 576,6 119,9 9l 311 100 1407 119,9 9v 311 100 2725 119,9 10 93,51 0,8 779,5 10,79 11 32,88 0,05 779,5 10,79 Tabla 4.5. Definición de estados ciclo de potencia en la integración energética. Por otro lado el consumo de gas natural total del sistema integrado también disminuye, con un valor de 856,11 kg/ADT, respecto al valor obtenido con la integración únicamente energética 1200,63 kg/ADT. Con la integración del horno de cal y el calcinador en un único reactor químico se logra disminuir las emisiones de CO2 en un 91,39% y se consigue producir más potencia de la requerida para el autoconsumo, 23,097MW que podrán venderse a la red. Por otro lado, los valores de gas natural y de CaCO3 fresco necesarios en la planta también disminuyen con respecto a la integración energética, siendo estos 856,11 y 13239 kg/ADT. 35 Conclusiones: En el presente proyecto se fijó como objetivo principal reducir las emisiones de CO2 en una planta papelera que utilizara el ciclo de kraft, así como la reducción del consumo energético del sistema integrado, con la intención de reducir la penalización energética que supone la adopción de tal sistema. En lo referente a la reducción de CO2 emitido ha quedado demostrado que se trata de una técnica altamente competitiva. Como se observa en la figura C.1 en el caso de la integración del horno de cal de la planta con el calcinador del sistema de captación de CO2, las emisiones disminuyen hasta en un 91.39%. Figura C.1. Reducción de CO2 emitido a la atmosfera en los distintos sistemas de captura. Por otro lado, si bien la utilización de el sistema de captación requiere un consumo adicional de gas natural (1202 kg/ADT) y la necesidad de una gran cantidad de energía eléctrica para la separación del aire y la compresión de CO2 (Paux=119.955MW) ha quedado demostrado que se puede reducir considerablemente la penalización energética haciendo uso de una red de intercambiadores eficiente que reduzca al máximo las necesidad de servicios externos. En las figuras C.1 y C.2 se representa el consumo de gas natural y la potencia externa requerida mediante la integración energética y mediante la integración de procesos y posterior integración energética. 2096 209,6 197,2 89,932 90 90,59 91,39 89 89,5 90 90,5 91 91,5 0 500 1000 1500 2000 2500 Sin sistema de captura Con sistema de captura Integración energética Integración de procesos mCO2,emitido(kg/ADT) %reducción CO2 42 energía procedente de servicios externos pero aumenta la superficie necesaria en el intercambiador. Con ∆Tmin debidamente seleccionado podemos proceder al cálculo de los servicios mínimos necesarios, lo que puede resolverse gráficamente (curvas compuestas) o analíticamente (diagrama en cascada). Las curvas compuestas consisten en los perfiles de temperatura (T)- entalpía(H) del calor disponible en el proceso (Curva Caliente Compuesta) y la demanda de calor del proceso (Curva Fría Compuesta) en una misma representación gráfica. En general, en el diagrama se representa cualquier corriente con un valor de capacidad calorífica (Cp) constante por una línea recta que va desde la temperatura de suministro hasta la temperatura objetivo de la corriente. Cuando existen varias corrientes frías o calientes en el mismo intervalo de temperaturas, la pendiente de la recta será el inverso del sumatorio de las capacidades caloríficas. La figura A.1 ilustra la elaboración de una curva compuesta de calor. A.1. Elaboración de una curva compuesta[16]. A través de la representación combinada de la curva compuesta fría y la curva compuesta caliente, se puede predecir la mínima energía requerida (servicios fríos y calientes). Las curvas compuestas se aproximan cada vez más hasta que el punto que marca la mínima diferencia vertical entre curvas frías y calientes se corresponde con ∆Tmin seleccionado. Para cada ∆Tmin la superposición de las curvas compuestas muestra la cantidad máxima de calor que puede recuperarse dentro del proceso (zona superpuesta) y la cantidad mínima de calentamiento o refrigeración que deben suministrar los servicios auxiliares (zona no superpuesta), ver figura A.2. 43 Figura A.2.Representación de curva compuesta fría y curva compuesta caliente[16]. El punto de mínima diferencia de temperaturas, se conoce como punto Pinch y divide el proceso en dos subsistemas termodinámicamente diferentes (arriba y abajo del Pinch).Cada subsistema esta balanceado termodinámicamente con sus servicios respectivos. Arriba del Pinch, el proceso necesita calentamiento en términos netos, por lo tanto sólo se requerirán servicios de calentamiento (QH,MIN). Abajo del Pinch, el proceso tiene exceso de calor en términos netos, por lo que necesita únicamente servicios de refrigeración (QC,MIN). Las elaboraciones gráficas no son los medios más convenientes para determinar las necesidades energéticas. Existe un enfoque numérico llamado "Tabla algoritmo Problema"(PTA) que permite obtener estos mismos parámetros. Para facilitar la comprensión del proceso se propone un ejemplo (Tabla A.1). Nº Corriente Tipo mCp TIN TOUT 1 Fría 2 20 135 2 Caliente 3 170 60 3 Fría 4 80 140 4 Caliente 1,5 150 30 Tabla A.1.Tabla de extracción térmica para ejemplo PTA Utilizando los datos de la tabla A.1 las corrientes se muestran en una representación esquemática con una escala vertical de temperatura, en que los límites de los intervalos de temperatura están sobrepuestos (Figura A.3). 44 Figura A.3. Representación de las corrientes frías y calientes[16]. Los límites de los intervalos de temperatura son establecidos entre 1/2 ∆Tmin(5ºC en el ejmplo) debajo de las temperaturas de las corrientes calientes y a 1/2 ∆Tmin por encima de las temperaturas de las corrientes frías. Estableciendo los intervalos de esta manera se asegura que el intercambio total de calor dentro de cualquier intervalo sea posible. Así, cada intervalo tendrá un exceso o un déficit neto de calor dictado por el balance de entalpía, pero nunca ambos (Figura A.4). Figura A.4. Tabla exceso-Déficit de calor. Conociendo las corrientes de cada intervalo los balances de entalpía según Ec.A.1 ( A.1) Cualquier intervalo i es suficientemente caliente para suministrar calor al intervalo i+1. Así puede establecerse una cascada de calor, de un intervalo al siguiente (Figura A.5). El resultado neto de esta operación es la predicción de servicios mínimos, además de localizar la posición del Pinch que se sitúa en el intervalo de temperatura en el que el flujo de calor es cero. 45 Figura A.5.Cascada de calor[16]. La representación del proceso con las curvas compuestas y la cascada de calor indican para un ∆Tmin la cantidad de calor que debe ser suministrada o eliminada por los servicios, los cuales se supone que se colocan a las temperaturas extremas del proceso (la más alta para calentar y la más baja para enfriar). Sin embargo, si se desea hacer un análisis más refinado de los servicios auxiliares y definir cargas térmicas y temperaturas a niveles intermedios, se necesita representar el proceso de otra manera. Con este propósito se desarrolló una nueva herramienta, la Gran Curva Compuesta. La Gran Curva Compuesta se construye a partir del balance de calor entre las corrientes del proceso en diferentes intervalos de temperatura (definidos por las temperaturas de las corrientes). Se considera, además, que el calor puede aprovecharse internamente al fluir en cascada de un intervalo con exceso de calor a otro con necesidad de calor a temperatura inferior. Hay que notar que el cálculo de los balances dentro de cada intervalo supone la transferencia de calor con un gradiente cero, es decir, el balance de calor no considera el gradiente de temperatura entre la fuente y el receptor. Para tomar en cuenta el gradiente de temperatura que debe existir entre las corrientes que ceden y absorben calor en el proceso, se modifica la posición relativa de las curvas compuestas, desplazando la posición de la curva compuesta fría hacia arriba sobre el eje de temperatura (incrementando en 1/2 ∆Tmin las temperaturas de todas las corrientes frías) y desplazando hacia abajo la curva caliente compuesta (disminuyendo en 1/2 ∆Tmin las temperaturas de todas las corrientes calientes), Figura A.6. 46 Figura A.6. Gran Curva Compuesta[16]. Una vez conocidos los requerimientos mínimos de calentamiento y enfriamiento, se determina el mínimo número de intercambiadores requerido. Como se mencionó anteriormente, la temperatura del Pinch descompone el problema en dos partes distintas. Arriba del Pinch, donde solo se tienen servicios auxiliares calientes y abajo del Pinch, donde solo hay servicios auxiliares fríos. En un diseño que cumpla con el requerimiento mínimo energético no se permite transferencia de calor a través del Pinch por lo que el mínimo número de intercambiadores es la suma de los intercambiadores tanto arriba como abajo del Pinch, por separado (Ec.A.2). (A.2) Donde: = Número de corrientes calientes. = Número de corrientes frías. = Número de corrientes de servicio. AP=Arriba del Pinch. 47 Una vez estimados los requerimientos mínimos de enfriamiento y calentamiento y el número mínimo de intercambiadores, se puede diseñar la red de intercambiadores. Este diseño se lleva mejor a cabo utilizando el Método de diseño Pinch. La aplicación sistemática de este método permite el diseño de una buena red que cumple con los objetivos energéticos dentro de los límites prácticos. El método incorpora dos partes fundamentales: - Reconoce la región del Pinch como la parte con más restricciones, por lo tanto empieza el diseño desde el Pinch y se va moviendo hacia afuera. - Permite que el diseñador escoja entre varias opciones de acoplamiento. El diseño de la red estudia que corriente caliente puede acoplarse con alguna corriente fría mediante la recuperación de calor. Cada acoplamiento lleva una corriente a una temperatura de salida. Ya que el Pinch divide el sistema de intercambio de calor en dos regiones térmicamente independientes, se debe diseñar una red para arriba del Pinch y otra abajo del Pinch. Cuando la recuperación de energía se ha maximizado, las necesidades térmicas que quedan se deben suministrar con servicios auxiliares. Existen unas reglas heurísticas que ayudan a determinar los acoplamientos posibles en el punto del Pinch (Ec. A.3, Ec. A.4, Ec.A.5 y Ec.A.6). ( A.3) ( A.4) ( A.5) ( A.6) La representación gráfica de las corrientes y de los acoplamientos se llama “Diagrama de Red” (Figura A.7). En él, las corrientes calientes y las frías se representan con líneas horizontales. Las temperaturas de entrada y salida se indican a ambos lados. Los círculos representan los intercambiadores, los que no están interconectados serán los intercambiadores que usan servicios auxiliares fríos o calientes. Figura A.7. Red de intercambiadores[16].