Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA

Equation Chapter 1 Section 1 Trabajo Fin de Grado Grado en Ingeniería Química Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA Autor: Raúl R. Casalvázquez Zamora Tutor: Francisco Javier Gutiérrez Ortiz Dpto. Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 2020 Trabajo Fin de Grado Grado en Ingeniería Química Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA Autor: Raúl R. Casalvázquez Zamora. Tutor: Prof. Dr. Francisco Javier Gutiérrez Ortiz Profesor Titular de Universidad Dpto. de Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 2020 Trabajo Fin de Grado: Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA Autor: Raúl R. Casalvázquez Zamora Tutor: Francisco Javier Gutiérrez Ortiz El tribunal nombrado para juzgar el Proyecto arriba indicado, compuesto por los siguientes miembros: Presidente: Vocales: Secretario: Acuerdan otorgarle la calificación de: Sevilla, 2020 El Secretario del Tribunal “Siamo tutti mortali fino al primo bacio e al secondo bicchiere di vino” Eduardo H. Galeano i AGRADECIMIENTOS En primer, agradecer a aquello que pusieron su tiempo y dedicación a nuestro servicio para formarnos como futuros Ingenieros Químicos; a los profesores. A todos y cada uno de ellos, a los de la Universidad de Sevilla y la Università di Bologna, porque de cada uno me llevo un pedacito de su conocimiento. Con especial mención a Francisco Javier, cuya tutorización, guía y aportaciones técnicas tienen han sido fundamentales en el resultado final de este trabajo, inviertiéndo una gran cantidad de trabajo y tiempo. A mis compañeros de camino en esta aventura de cuatro años. Desde el primero al último, con los que he compartido momentos de felicidad y agobio durante largos días. En especial a Javi, Valentina y Pablo. Gracias por prestarme vuestro conocimiento, sacrificio y compañía. Al Erasmus, bendita palabra. Marcado por una pandemia, me ha enseñado más de lo que imaginaba. Gracias por cada rincón de Europa al que me llevaste, cada experiencia que me hizo crecer y cada persona que conocí. En especial, a ellos, a los que se convirtieron en mi familia y que no hace falta que los nombre porque saben quienes son. Gracias a esos momentos con los que la palabra INOLVIDABLE en mayúscula se queda pequeña para describir los sentimientos que despierta con solo recordarlos. Sin ello, este TFG tendría otra esencia. A mis amigos y familiares. Gracias por confiar en mi en todo momento durante esta larga travesía. Perdón por el tiempo que os he robado y no he podido disfrutar con vosotros. A mis abuelos, mi primo y mi amigo, que allá donde estén, estoy seguro que han puesto toda su fuerza, ánimo y apoyo en mí en todas las facetas de la vida, incluyendo la académica. Os tengo muy presente. Me reservo estas últimas líneas para lo más importante que tengo en esta vida: mi padre, mi madre y mi hermana. Ellos son mi familia, mi casa, mi apoyo constante y mi motor. Porque sin su ayuda interminable, sus sacrificios, la alegría que me brindan diariamente y el eterno amor que recibo de ellos hubiese sido todo mucho más difícil. Gracias por permitirme avanzar y cumplir sueños al darme todo sin pedir nada a cambio. Estaré eternamente endeudado con vosotros. Este título os pertenece y es tan mío como vuestro. Os quiero. viii 5 Referencias ...................................................................................................................... 85 Anexo I: Curva de ruptura del adsorbedor de silica gel ........................................................... 93 Anexo II: Curva de ruptura de los adsorbedores del sistema PSA ........................................... 94 5.1 Carbón activo ...................................................................................................................... 94 5.2 Zeolita 5A ............................................................................................................................. 95 Anexo III: Tablas de Tecnología Energética (18/19, GIQ-US) ................................................... 96 ix ÍNDICE DE TABLAS Tabla 1. Propiedades fisicoquímicas del hidrógeno ...........................................................................4 Tabla 2. Valores de difusividad [3]. ......................................................................................................4 Tabla 3. Comparación de la energía aportada por unidad de masa. ................................................5 Tabla 4. Comparación de los distintos procedimientos [35]. .......................................................... 14 Tabla 5. Diferente composición del gas natural según su lugar de extracción [46]. ..................... 21 Tabla 6. Composición de la corriente de gas de síntesis a la entrada de la etapa de purificación. ....................................................................................................................... 25 Tabla 7. Especificaciones del intercambiador 1. .............................................................................. 30 Tabla 8. Especificaciones del intercambiador 2 ............................................................................... 31 Tabla 9. Especificaciones del intercambiador 3 ............................................................................... 32 Tabla 10. Características de la corriente de entrada. ...................................................................... 33 Tabla 11. Valores de las corrientes de entrada y salida al separador líquido-gas. ........................ 45 Tabla 12. Balance de materia. ........................................................................................................... 48 Tabla 13. Propiedades de la corriente de proceso en el intercambiador 1 ................................... 52 Tabla 14. Propiedades de la corriente de proceso en el intercambiador 2 ................................... 52 Tabla 15. Propiedades de la corriente de proceso en el intercambiador 3 ................................... 53 Tabla 16. Propiedades de la corriente de servicio en el intercambiador 1. ................................... 56 Tabla 17. Propiedades de la corriente de servicio en el intercambiador 2 .................................... 56 Tabla 18. Propiedades de la corriente de servicio en el intercambiador 3 .................................... 57 Tabla 19. Resultados del cálculo del coeficiente de película interno para el intercambiador 1. . 62 Tabla 20.Valores del título de vapor en el intercambiador 2 .......................................................... 65 Tabla 21. Valores del título de vapor en el intercambiador 3 ......................................................... 65 Tabla 22. Resultados del cálculo del coeficiente de película interno para el intercambiador 2 .. 65 Tabla 23. Resultados del cálculo del coeficiente de película interno para el intercambiador 3 .. 65 Tabla 24. Resultados del cálculo del coeficiente de película externo para el intercambiador 1 . 67 Tabla 25. Resultados del cálculo del coeficiente de película externo para el intercambiador 2 . 68 Tabla 26. Resultados del cálculo del coeficiente de película externo para el intercambiador 3 . 68 Tabla 27. Resultados del cálculo del área y el coeficiente global de transferencia de calor para el intercambiador 1 ............................................................................................................... 68 x Tabla 28. Resultados del cálculo del área y el coeficiente global de transferencia de calor para el intercambiador 2................................................................................................................ 69 Tabla 29. Resultados del cálculo del área y el coeficiente global de transferencia de calor para el intercambiador 3................................................................................................................ 69 Tabla 30. Características de la corriente de entrada al separador. ................................................. 69 Tabla 31. Resultado del diseño del separador líquido-gas .............................................................. 72 Tabla 32. Condiciones de operaciones del estudio experimental ................................................... 73 Tabla 33. Condiciones de operaciones del caso industrial .............................................................. 73 Tabla 34. Comparativa de los valores de composición del gas experimental y el industrial ........ 73 Tabla 35. Datos experimentales ........................................................................................................ 74 Tabla 36. Resultados del diseño de la columna de silica gel ............................................................ 80 Tabla 37. Diámetro y longitud del lecho industrial ........................................................................... 80 Tabla 38. Condiciones de operaciones del estudio experimental ................................................... 81 Tabla 39. Condiciones de operaciones del caso industrial .............................................................. 81 Tabla 40. Datos experimentales ........................................................................................................ 81 Tabla 41. Resultados del diseño del lecho de AC ............................................................................. 83 Tabla 42. Resultados del diseño del lecho de Z5A ............................................................................ 83 Tabla 43. Diámetro y longitud de los lechos industriales ................................................................ 84 xi ÍNDICE DE FIGURAS Figura 1. Materias primas utilizadas para la producción de H2. ...................................................... 11 Figura 2. Esquema de una planta PSA [43]. ...................................................................................... 19 Figura 3. Planta PSA industrial [44]. .................................................................................................. 19 Figura 4. Diagrama de flujo básico de un proceso de reformado por vapor [46]. ........................ 22 Figura 5. Diagrama de flujo de proceso de la unidad de purificación. ........................................... 28 Figura 6. Intercambiador de calor. .................................................................................................... 29 Figura 7. Separador vertical líquido-gas [52]. ................................................................................... 33 Figura 8. Relación entre la recuperación, la pureza y el número de columnas [54]. .................... 35 Figura 9. Secuencia del sistema PSA [54]. ........................................................................................ 36 Figura 10. Diagrama p-t del ciclo que sigue una columna [54]. ...................................................... 37 Figura 11. Válvula Fisher 8580 con actuador 2052. ......................................................................... 39 Figura 12. Válvula de control Fisher GX de 3 vías con actuador. .................................................... 40 Figura 13. Válvula Anderson Greenwood serie 60 Tipo 63B ........................................................... 41 Figura 14. Simplificación esquemática del proceso de purificación de H2 ..................................... 42 Figura 15. Diagrama de un intercambiador ..................................................................................... 59 Figura 16. Curva de ruptura experimental del proceso de adsorción ............................................ 78 Figura 17. Curva de ruptura experimental del proceso de regeneración ...................................... 78 Figura 18. Curva de ruptura para el carbón activo (AC) .................................................................. 82 Figura 19. Curva de ruptura la zeolita 5A (Z5A) ............................................................................... 82 xii 1 1 OBJETIVOS Y ALCANCE El objetivo principal de este proyecto es el diseño de un sistema PSA para la purificación de hidrógeno contenido en una mezcla gaseosa procedente de una planta de steam reforming de gas natural. En el alcance del TFG, se incluye el diseño de la ingeniería básica de una planta a tal efecto, incluyendo los equipos principales y auxiliares necesarios. Para ello, se han adoptado una serie de hipótesis de cálculo y simplificaciones. Asimismo, hay una introducción sobre el hidrógeno. Con relación al proceso de purificación, se realizará el diseño de los equipos más importantes: el tren de intercambiadores de calor, el separador líquido-gas, el adsorbedor de silica gel y los adsorbedores que conforman el sistema PSA. Se ha omitido el diseño las válvulas, datos sobre la descripción de las tuberías y de equipos de almacenamiento. La parte relativa al control e instrumentación de la planta, la ingeniería de detalle, las hojas de datos, así como las medidas, presupuestos y análisis económico quedan fuera del alcance del trabajo. 2 3 2 INTRODUCCIÓN El hidrógeno puro es un gas que, debido a su baja densidad, apenas se encuentra en la atmósfera terrestre. Al ser uno de los compuestos químicos más utilizados y demandados en la industria química y no poder extraerse directamente de la naturaleza, se han desarrollado procesos para su obtención por bastantes empresas. En función de las necesidades de pureza requeridas para un determinado uso, pueden usarse distintos métodos de purificación una vez producido. Uno de ellos es el sistema PSA, objeto de estudio de este TFG y que se detallará más adelante. Con respecto a su uso, está muy presente en una gran variedad de procesos. Puede actuar como compuesto intermedio para la obtención de otros productos importantes en la industria y de gran uso, como amoníaco o metanol. Puede ser usado como combustible, que al tener como gas de combustión vapor de agua, es más limpio y daña menos al medio ambiente, además de disponer de un elevado poder calorífico. Por último, una aplicación muy importante que está en desarrollo y que puede hacer que en el futuro el H2 juegue un papel fundamental en la transición energética es su uso como vector energético. 2.1 CARACTERÍSTICAS DEL HIDRÓGENO El hidrógeno es un gas inodoro, incoloro, insípido e inocuo, con lo cual su inhalación no supone un riesgo para la salud humana. A continuación, en la Tabla 1 se recogen algunas de las propiedades más importantes de este gas [1, 2]. Estas propiedades son importantes para la utilización, almacenamiento y transporte del hidrógeno. 4 4 Introducción Introducción Introducción Tabla 1. Propiedades fisicoquímicas del hidrógeno Propiedades Valor Punto de fusión (ºC) -259,1 Punto de ebullición (ºC) -252,7 Densidad del líquido (kg/m3) 70,9 Densidad del gas en condiciones normales (kg/m3) 0,0899 Coeficiente de difusión en el aire en condiciones normales (m2/s) 0,000061 Rango de inflamabilidad en el aire (%vol) 4-75 Temperatura de ignición en el aire (ºC) 585 Temperatura de la llama en el aire (ºC) 2045 Capacidad calorífica específica a 25 ºC y 1 bar (kJ/kg·K) 14,3 Conductividad térmica a 25 ºC y 1 bar (W/m·K) 0,186 Otro dato interesante es su coeficiente de difusión en el aire. Si se compara frente a otros combustibles como el butano o el vapor del tolueno, se puede comprobar que es considerablemente superior. Esto es algo beneficioso ya que, en caso de una posible fuga, se propagaría rápidamente por el aire y ascendería debido a su baja densidad, provocando situaciones menos peligrosas que los combustibles mencionados con anterioridad que, por el contrario, se depositarían en la superficie. Los valores del coeficiente de difusión para los diferentes sistemas se muestran en Tabla 2. Tabla 2. Valores de difusividad [3]. Sistema Difusividad (m2/s) Aire - H2 6,1·10-5 Aire - C4H10 8,6·10-6 Aire- C6H5CH3 7,0310-6 Por otro lado, el hidrógeno tiene una energía mínima de ignición muy baja, de unos 0,017 mJ en las proximidades de la concentración estequiométrica [4] y una simple chispa puede desencadenar la reacción de combustión en fase gas que se presenta a continuación: Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 5 𝐻2+1 2𝑂2→𝐻2𝑂 𝛥𝐻º=−241,6 𝑘𝐽/𝑚𝑜𝑙 (1) La reacción (1) es altamente exotérmica, liberando 241,6 kJ por cada mol reaccionado, que equivale a 120,8 kJ por gramo que reacciona, muy superior a otros combustibles empleados en la industria, como se observa en la Tabla 3. Tabla 3. Comparación de la energía aportada por unidad de masa. Combustible Energía aportada (kJ/g) H2 120,8 CH4 50,12 C4H10 45,9 Ambos factores hacen que el hidrógeno sea tan explosivo y que se tengan que extremar los cuidados en su transporte y almacenamiento. 2.2 TRANSPORTE Y ALMACENAMIENTO El hidrógeno se puede almacenar de diferentes formas [5, 6, 7]: • Almacenamiento en estado gaseoso, que es el método más empleado. Consiste en introducir el hidrógeno comprimido en tanques o bombonas a una presión según los estándares de 200 o 350 bar, e incluso 700 bar en pilas de combustibles para vehículos. La mayor parte, suelen estar fabricados de acero o aluminio, aunque los más desarrollados están compuestos por fibra de carbono, que reduce considerablemente su peso. A mayor presión, más hidrógeno es posible almacenar debido a la disminución de su volumen, aunque supondría un mayor coste de operación por el consumo eléctrico de los compresores. • Almacenamiento en estado líquido, consistente en almacenar el hidrógeno licuado en tanques a temperaturas inferiores a -252,7 ºC. El problema fundamental de utilizar este método reside en el elevado coste económico y aporte energético que se requiere para mantener los equipos a esa temperatura durante el tiempo que sea necesario, consumiendo una enorme cantidad de energía. Además, los tanques deben 12 12 Introducción Introducción Introducción puede ser tratado de nuevo con vapor para producir dióxido de carbono e hidrógeno (reacción de water-gas shift), maximizando así su producción [25]. 𝐶𝐻4+𝐻2𝑂→𝐶𝑂+3𝐻2 𝛥𝐻º=205,8 𝑘𝐽/𝑚𝑜𝑙 (4) • Oxidación parcial: en este caso, la molécula del hidrocarburo (generalmente metano) se oxida en presencia de una cantidad limitada de oxígeno, que es inferior a la estequiométrica, produciendo así una combustión incompleta. Es una reacción catalizada que ocurre a una temperatura mayor de 800 ºC y que, entre sus principales ventajas frente al reformado con vapor, destaca que es una reacción exotérmica, liberando calor y no consumiéndolo. No obstante, la conversión de metano en hidrógeno es menor en este proceso que en el anterior, aunque sigue siendo bastante elevada si se compara con otros procesos de producción de hidrógeno, especialmente los no industriales [25]. La reacción (5) muestra este proceso. 𝐶𝐻4+1 2𝑂2→𝐶𝑂+2𝐻2 ∆𝐻º=−36 𝑘𝐽/𝑚𝑜𝑙 (5) • Reformado autotérmico (autothermal reforming): en este proceso, representado por la reacción (6), se combinan los principios de los dos procesos anteriores. Por un lado, se introduce en el reactor oxígeno para producir una oxidación parcial del hidrocarburo, mientras que, por otro, se introduce vapor de agua para romper la molécula. La principal característica de este proceso es que el calor generado por la combustión es transferido al proceso de reformado por vapor, reduciendo la energía que hay que suministrar al mismo. Por lo tanto, con respecto a la oxidación parcial, tiene una producción de hidrógeno superior, mientras que, con respecto al reformado con vapor, tiene un consumo energético inferior [26, 27]. 𝐶𝐻4+1 4𝑂2+1 2𝐻2𝑂→𝐶𝑂+5 2𝐻2 ∆𝐻º=84,9 𝑘𝐽/𝑚𝑜𝑙 (6) • Gasificación del carbón y biomasa: consiste fundamentalmente la obtención de un combustible gaseoso a través de carbón sólido. Se hace en presencia de oxígeno y de un agente gasificante como aire o vapor de agua. Con este último se obtiene hidrógeno. Dependiendo del compuesto que se emplee y sus cantidades con el que se haga reaccionar el carbón, es decir, de su estequiometría, los productos obtenidos son Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 13 diversos como puede observarse en las reacciones (7) y (8). Es una tecnología madura y cuyo rendimiento se encuentra en torno al 70%-80% [28]. 𝐶+𝐻2𝑂→𝐶𝑂+𝐻2 ∆𝐻=131,3 𝑘𝐽/𝑚𝑜𝑙 (7) 𝐶+2𝐻2𝑂→𝐶𝑂2+2𝐻2 ∆𝐻=−151,7 𝑘𝐽/𝑚𝑜𝑙 (8) • Electrolisis del agua: es un proceso cuyo objetivo radica en la descomposición de la molécula de agua para producir oxígeno e hidrógeno en estado gas mediante la aplicación de una corriente eléctrica. El sistema está compuesto por dos electrodos, uno positivo (ánodo) y otro negativo (cátodo) que es hacia donde se dirigen los protones para formar posteriormente hidrógeno. La reacción suele darse en presencia de electrolitos para aumentar la conductividad eléctrica del agua. En la industria, este proceso se emplea en aplicaciones donde la cantidad de hidrógeno requerida no es demasiado elevada. Actualmente, existen tres métodos que se utilizan en la industria o están en estudio para ser mejorados e implantados, que son: electrolizadores alcalinos (muy desarrollados y avanzados tecnológicamente), membranas de intercambio de protones (utilizados a menor escala, aunque el hidrógeno obtenido tiene una mayor pureza), y membrana de estado sólido (actualmente en investigación, y podría conseguir una eficiencia energética 80% - 90%, siendo mayor incluso que el reformado con vapor) [29]. En las próximas décadas, estas tecnologías de producción de hidrógeno deberán mejorarse y otras podrán desarrollarse de modo que tengan un menor impacto medioambiental y una elevada eficiencia energética, como ocurre con la electrolisis. Utilizando energía eléctrica generada mediante fuentes naturales como la energía solar, eólica o mareomotriz podrá considerarse al hidrógeno como una fuente de energía limpia [30]. Hay otros métodos no implantados en la industria como la producción biológica empleando algas, que dejan de producir oxígeno en ausencia de azufre para producir hidrógeno, o los basados en el uso de celdas electroquímicas que captan directamente la radiación solar para producir una electrolisis en su interior. 2.5 MÉTODOS DE PURIFICACIÓN Para la purificación y recuperación del hidrógeno presente en una corriente gaseosa, en la actualidad existen principalmente tres tecnologías basadas en diferentes principios físicos. La 14 14 Introducción Introducción Introducción Tabla 4 muestra una comparativa entre los distintos métodos usados en la industria donde pueden apreciarse sus ventajas y sus inconvenientes. Estos mecanismos son utilizados poniendo el foco en la separación del hidrógeno para lograr una máxima pureza. Puede observarse como el sistema PSA es el método que logra los valores de pureza más alto. Dependiendo de su aplicación, serán necesarios unos requerimientos más elevados que otros. Por ejemplo, cuando se utiliza hidrógeno para enfriamiento de rotores, se exigirá al menos una pureza del 90% [31], mientras que para otras aplicaciones resulta significativamente insuficiente. Para procesos hidrodesulfuración o formación de otros compuestos como metanol o amoníaco es necesario una pureza muy alta del H2 ya que, de otra manera, ciertas impurezas pueden dañar y envenenar los catalizadores utilizados en los reactores de estos procesos. Otro caso para el que se requiere una pureza muy elevada es en el uso del hidrógeno como combustible, porque las impurezas disminuyen su poder calorífico mientras que si la reacción se produce en una celda electroquímica (pila de combustible), la potencia ofrecida por la celda es menor para un mismo valor de voltaje debido a que la densidad de corriente es menor existe presencia de contaminantes [32]. En ambos casos, el efecto apreciado es una disminución del rendimiento del proceso, que se traduce en un mayor consumo de producto para obtener el mismo resultado y, por tanto, mayor coste. Tabla 4. Comparación de los distintos procedimientos [33]. Parámetro Separación por membranas PSA Destilación criogénica Pureza del H2 (%) 90-98 >99,9 95-99 Recuperación del H2 (%) 85-95 75-92 90-98 Contenido de H2 en la alimentación (%) >25-50 >40 >10 Presión de la alimentación (bar) 20-160 10-40 5-75 Presión del producto con respecto a la de alimentación Menor Igual Igual o menor Capacidad (Nm3/h) 1000-50000 1000-200000 10000-75000 Coste Bajo Medio Alto Tiempo de arranque Minutos Minutos Horas Principio físico Difusión Adsorción Condensación A continuación, se explican brevemente estos procesos haciendo especial énfasis en el sistema PSA, que se explicará en una sección aparte al ser el objeto principal de estudio de este proyecto. Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 15 SEPARACIÓN CRIOGÉNICA Es una tecnología basada en la destilación de una mezcla de gases a muy bajas temperaturas, de entre -150 ºC y -200 ºC. Se centra en la separación de los compuestos en función de los distintos puntos de ebullición, con lo que las condiciones de operación dependerán de la mezcla a separar. El hidrógeno, al tener un punto de ebullición significativamente más pequeños que el resto de componentes (solo superior al del helio), permanecerá en estado gaseoso, mientras que los demás condensarán. De esta manera, puede conseguirse una pureza del hidrógeno bastante elevada [34]. Con respecto a su uso para separar hidrógeno, actualmente no está muy implantado en la industria, debido a que tiene unos costes de inversión y de operación bastante elevados al tener que operar con temperaturas tan bajas. Además, aunque tienen una alta recuperación del hidrógeno con respecto a la corriente de entrada al equipo, existen otros procesos que logran una pureza superior. Es por ello que no suele utilizarse para separar hidrógeno, aunque la tecnología no ha caído en desuso. Se utiliza para separar otros componentes en mezclas gaseosas como por ejemplo el CO2 como paso previo en plantas de purificación de hidrógeno antes de que la corriente entre al sistema PSA [35]. También puede usarse para separar O2 y N2 de una mezcla de aire, método ampliamente desarrollado por varias empresas del sector como Linde Gas, Carburos Metálicos o Air Liquide. Esta última, además, incluye este sistema para una gran cantidad de procesos, como extracción y licuefacción de helio o producción de una mezcla de kriptón y xenón concentrada a más del 98%. Estos procesos quedan recogidos en su Manual de Tecnología [36]. SEPARACIÓN POR MEMBRANAS [37] Otra forma de separar el hidrógeno gaseoso de una corriente es emplear una membrana, que deja pasar unas moléculas y otras no en función de su tamaño o de la afinidad química que exista entre el material del que esté compuesta la membrana y el compuesto que quiere atravesarla. La ventaja que tiene este proceso es su ahorro en cuanto a costes económicos se refiere, ya que no hay que invertir tanta energía en su proceso de separación al ser las condiciones de presión y temperaturas bastante más moderadas. Lo único que se requiere para separar el hidrógeno del resto de componentes es una fuerza impulsora que potencie la difusión a través de la membrana. Esta fuerza impulsora será un gradiente de presiones entre el lado de la alimentación y el lado del permeado, siendo la 16 16 Introducción Introducción Introducción separación mayor cuanto mayor sea esa diferencia de presiones, consiguiendo así un mejor rendimiento de la operación. Una parte fundamental es la elección del material de la membrana porque determina parte del coste económico, no solo en su inversión a la hora de fabricarse, sino en su operación, al tener que realizarse más o menos pasos por la membrana para conseguir una eficiencia deseada. Aunque existen, varios tipos de membranas, las dos más empleadas son: • Membranas de paladio: son las de mejor calidad al presentar una permeabilidad del hidrógeno mucho más elevada que el resto de componentes gaseosos. Está formada por una aleación de paladio, generalmente con una composición de en torno al 90%, y otro elemento metálico como plata o cobre. Consiguen purezas y recuperaciones muy altas, superiores al 99,999% y 99% respectivamente. • Membranas poliméricas: suelen estar compuestas por varias capas y son más resistentes a la humedad, además de ser más baratas. SEPARACIÓN MEDIANTE EL SISTEMA PSA Es el proceso de separación de hidrógeno más empleado en la industria y es el que se va a utilizar para el diseño de la planta en el presente proyecto. Por su relevancia, se detallará en una sección aparte. 2.6 EL SISTEMA PSA La adsorción es una operación de separación mediante la cual las moléculas, átomos o iones (adsorbato) de una mezcla de gases o una disolución quedan retenidas en la superficie de un sólido (adsorbente). Para el caso de la adsorción física, esta operación de separación se basa en las fuerzas de atracción débiles entre la superficie del adsorbente y las moléculas circundantes. También existe la adsorción química, en la que el adsorbato reacciona con el adsorbente, produciendo otro compuesto y manteniendo una diferencia de concentraciones respecto al elemento a separar muy alto, aunque su estudio queda fuera del alcance de este proyecto. La fuerza impulsora en este proceso sería el gradiente de concentraciones existente entre el fluido que traviesa el adsorbente y el propio sólido. Cuando se alcanza la máxima concentración superficial del adsorbato para las condiciones operativas establecidas, es necesario hacer una regeneración que permita su reutilización del adsorbente. El proceso inverso a la adsorción y Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 17 mediante el cual las partículas se liberan de la superficie del adsorbente es conocido como desorción, y se lleva a cabo generalmente con variaciones en la presión y en la temperatura del sistema. Con respecto al material adsorbente, debe ser elegido cuidadosamente prestando atención a una serie de factores, como son [38]: • La capacidad selectiva con respecto al adsorbato que se quiere separar. • Que sea mecánica, química y térmicamente resistente, para que sea duradero. • Coste moderado. • Capacidad de adsorción, que cuanto mayor sea, más será capaz de captar para una misma cantidad de adsorbente o, visto desde otro punto de vista, con un mismo objetivo de adsorción, menos cantidad deberá emplearse (y, por tanto, se ahorra en el coste de operación). Una vez comentado el fundamento físico en el que se basa la separación de gases mediante adsorción, se puede explicar el proceso asociado a un sistema PSA (Pressure Swing Adsorption), que es una tecnología que permite conseguir purezas del 99,999%. En cuanto a purificación de hidrógeno se refiere, es el más empleado. La carga y regeneración del adsorbente se hace mediante oscilaciones en la presión del recipiente donde ocurre la transferencia de masa mientras que si se utilizara la temperatura como agente separador se llamaría sistema TSA (Temperature Swing Adsorption). Sus principales ventajas son [39]: • Fácil instalación. • Operación completamente automatizada. • Tiempo de arranque y parada bajos. • Bajos costes de operación. • Larga vida útil. En la industria, para conseguir maximizar la producción, se lleva a cabo un proceso cíclico y en continuo con una serie de recipientes conectados entre sí llamados adsorbedores, de manera que cuando uno esté realizando una fase, el otro estará haciendo justamente la contraria. Es por ello que se explicará simultáneamente para la serie de adsorbedores, y no como si actuaran de manera independiente, ya que así está implantado en la industria. A continuación, se describen 18 18 Introducción Introducción Introducción brevemente las diferentes etapas en un sistema PSA básico, si bien en la memoria descriptiva se ampliará y desarrollará más [34, 40, 41]: • Presurización y despresurización: antes de empezar con la adsorción y desorción, es necesario mantener los adsorbedores en unas condiciones de presión óptimas. Para el caso de adsorción, a alta presión para aumentar así la cantidad adsorbida, mientras que, para la desorción, a baja presión para liberar al adsorbato y que salga por la corriente de purga. Para ello, la presurización suele hacerse en isocorriente con el gas de la alimentación, haciéndolo entrar en la columna mientras se impide su salida por el otro extremo; la despresurización, por su parte, se suele hacer en contracorriente con respecto al gas de la alimentación, abriendo dicho extremo y permitiendo que salga por purga los gases residuales. • Adsorción y desorción: una vez que ambos equipos se encuentran en sus condiciones óptimas de presión, comienza la adsorción de uno de ellos y la desorción por parte del otro. Para el primer caso, el gas entra en el lecho por la cola del adsorbedor y sale por la cabeza el elemento purificado, en este caso, el hidrógeno. Los gases residuales de la mezcla quedan retenidos en la superficie del adsorbente. Simultáneamente, se está regenerando el otro adsorbedor, es decir, se eliminan las impurezas que quedan retenidas en los poros del sólido adsorbente. Para ello, se hace pasar una cierta parte corriente de gas purificado que ha salido por la cabeza del recipiente que donde se está llevando a cabo la adsorción. • Igualación de presión: para reducir el consumo energético por parte de los equipos de impulsión, se aprovecha el gradiente de presiones que existe entre los dos adsorbedores para igualarlas. Una vez que se han equilibrado, comienza el proceso de presurización y despresurización comentado anteriormente, pero en este caso en el equipo contrario. De esta manera, se van alternando los procesos en ambos adsorbedores, consiguiendo una producción constante. Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 19 Figura 2. Esquema de una planta PSA [42]. Figura 3. Planta PSA industrial [43]. La Figura 2 muestra una representación esquemática del sistema PSA utilizado para la purificación. Mediante el uso de diferentes válvulas se va variando la presión, de modo que por cabeza sale H2 puro mientras que el off-gas que sale por cola hacia un tanque de almacenamiento. La Figura 3 representaría la extensión del esquema anterior a una planta real, en el que puede observarse los diferentes adsorbedores, válvulas e incluso el tanque de almacenamiento de H2 puro. 20 20 Introducción Introducción Introducción 21 3 MEMORIA DESCRIPTIVA Como se ha comentado en el capítulo anterior, el proceso que se estudia en este trabajo consiste en la separación del hidrógeno contenido en una mezcla gaseosa que procede del reactor de steam reforming de metano. 3.1 PLANTA DONDE SE INTEGRA EL PROCESO DE PURIFICACIÓN DE H2 A continuación, se describe brevemente el proceso de producción de H2 que posteriormente tendrá que separarse. Cabe destacar que, mientras que este proceso solo se va a describir brevemente, será el de la purificación del compuesto el que sí se desarrollará más en profundidad. Por tanto, queda descartado el diseño del proceso de producción. La corriente de gas de síntesis que contiene H2 que se ha elegido para el diseño del sistema PSA es la que se produce en una planta de reformado de metano con vapor para producir hidrógeno, a partir de gas natural, conformado en su mayoría por metano, siendo el resto otros hidrocarburos ligeros como etano o propano. Dependiendo del lugar donde se extraiga el gas natural, tendrá una composición determinada y estará más o menos enriquecido en ciertos componentes. Este hecho también puede observarse en la Tabla 5, que recoge algunos lugares de extracción del gas natural y su composición. Tabla 5. Diferente composición del gas natural según su lugar de extracción [44]. Localización %CH4 %C2H6 %C3H8 %C4+ %N2 Egipto (Dammietta) 97,25 2,49 0,12 0,12 0,02 Lybia 81,39 12,44 3,51 0,64 2,02 Oman 90,69 5,75 2,12 1,24 0,20 Nigeria 91,70 5,52 2,17 0,58 0,03 Russia (Sakhalin) 92,54 4,47 1,97 0,95 0,07 EEUU (Alaska) 99,70 0,09 0,03 0,01 0,17 Como se puede comprobar, los valores de las composiciones mostrados en la tabla anterior están expresados en porcentaje volumétrico y están ausentes de dióxido de carbono, por lo que serían valores comerciales en condiciones para ser exportados. Además, tampoco se ha tenido en 28 Memoria descriptiva Memoria descriptiva Memoria descriptiva Figura 5. Diagrama de flujo de proceso de la unidad de purificación. Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 29 3.3 DESCRIPCIÓN DE EQUIPOS En esta sección se incluye una descripción de los equipos que conforman la unidad de purificación de hidrógeno. Se mostrarán sus principales características, especificaciones y valores operativos a los que trabajan. 3.3.1 INTERCAMBIADORES DE CALOR Se disponen tres intercambiadores de calor en serie a la entrada de la planta para conseguir una reducción de su temperatura de 200 ºC a 35 ºC, produciéndose la casi total condensación del vapor de agua contenido en la corriente a una presión de 15 bar. Los tres intercambiadores son de carcasa-tubo, aunque con diferentes especificaciones de diseño en función de las condiciones del proceso en cada uno de ellos. Este tipo de intercambiador puede operar con rangos elevados de temperatura, además de trabajar con todo tipo de sistemas (líquido-líquido, gas-gas, líquido-gas y bifásico). En los tres equipos, el intercambio de energía entre los fluidos se produce a contracorriente, aumentando de esta manera la cantidad transferida. La corriente de servicio utilizada en estos intercambiadores de calor es agua de refrigeración que circulará por la carcasa y experimentará un salto térmico de 15 ºC, entrando a 25 ºC y saliendo a 40 ºC en cada uno de ellos. Para contrarrestar los efectos de la pérdida de carga, el agua entra a 2 bar aunque dicha caída de presión sea despreciable y no se tenga en cuenta en los cálculos. Esta corriente ha sido previamente tratada para evitar dañar el equipo y por tanto tenga un valor de ensuciamiento más bajo, permitiendo un mayor intercambio de calor. La Figura 6 muestra un esquema de un intercambiador de calor de tipo carcasa y tubo. Figura 6. Intercambiador de calor. 30 Memoria descriptiva Memoria descriptiva Memoria descriptiva Intercambiador de calor 1 El primer intercambiador seleccionado tiene dos pasos por los tubos y uno por la carcasa. El fluido de proceso experimenta el primer salto de temperatura desde 200 ºC hasta 147 ºC, que es cuando el agua contenida en la corriente comienza a condensar. Esto provoca que el calor cedido de una corriente a otra sea de 6441 kW. Está compuesto por 180 tubos dispuestos en 16 hileras, siguiendo una configuración cuadrada en 1’’ con un espaciado de un 25% superior al diámetro exterior y con placa tubular flotante. El diámetro exterior de los tubos, compuestos por acero inoxidable AISI 304 es 3/4’’, mientras que el espesor está diseñado según el calibre 12 BWG, valores que han sido escogidos siguiendo la norma TEMA y el sistema BWG inglés. Convertido en unidades del SI, el diámetro interior de los tubos sería de 0,014 m mientras que el exterior es de 0,019 m. El diámetro de la carcasa es de 457 mm y la longitud del intercambiador es de 4,356 m, valores que se justifican en la memoria de cálculo. Con respecto a la corriente de servicio, el caudal másico de agua de refrigeración utilizado para absorber el calor que se cede en el intercambiador es de 102,66 kg/s, que circula a una velocidad de 1,68 m/s por la carcasa. En la Tabla 7 se muestran las especificaciones del primer intercambiador. Tabla 7. Especificaciones del intercambiador 1. Especificaciones del IC-1 Ntb 180 De, tb (m) 0,019 Di,tb (m) 0,014 Npasos 2 Dcarcasa (m) 0,457 Nfilas 16 L (m) 4,356 Intercambiador de calor 2 El segundo intercambiador tiene una configuración de la placa tubular igual que el anterior: cuadrada en 1” con 25% del diámetro exterior de los tubos como espaciado. En este caso, está compuesto por 950 tubos distribuidos en 35 hileras, en los que el fluido experimenta un paso por Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 31 carcasa y dos por los tubos. Según esta relación, se ha elegido un valor del diámetro de la carcasa de 965 mm. Este intercambiador es el que experimenta la mayor transferencia de calor de los tres. Esto es debido a que la temperatura pasa de 147 ºC a 90 ºC, produciéndose la mayor parte de la condensación del vapor de agua en él. Por ello, el consumo de agua de refrigeración es mucho más alto en este equipo, llegando a un valor de 723,08 kg/s, justificado con la alta cantidad de calor (45369 kW) que debe absorber tras la condensación del vapor de agua. Su velocidad es de 2,04 m/s. Con respecto al diámetro de los tubos, se ha seleccionado un valor del diámetro exterior de 5/8” con un calibre de 20 BWG según la norma TEMA y el sistema BWG inglés. Estos valores, corresponden con un diámetro interior de 0,016 m y exterior de 0,014 m en el SI. Por último, la longitud del intercambiador es de 7,754 m. En la Tabla 8 se muestra las especificaciones del segundo intercambiador. Tabla 8. Especificaciones del intercambiador 2 Especificaciones del IC-2 Ntb 950 De, tb (m) 0,016 Di,tb (m) 0,014 Npasos 2 Dcarcasa (m) 0,965 Nfilas 35 L (m) 7,754 Intercambiador de calor 3 El último intercambiador diseñado, como se indicó anteriormente, también es de tipo carcasatubo. En este caso, la corriente de proceso fluye por el interior de 1085 tubos repartidos en 37 hileras, con un diámetro exterior de 1” y un espesor definido por un calibre de 20 BWG, según la norma TEMA y el sistema BWG inglés. Estos valores, en SI corresponden con un diámetro exterior de 0,025 m e interior de 0,024 m. Con respecto al diseño de la placa tubular es igual que el de sus predecesores: flotante, de configuración cuadrada en 1” y un espaciado de un 25% del diámetro exterior de los tubos. La 32 Memoria descriptiva Memoria descriptiva Memoria descriptiva longitud del intercambiador es de 8,115 m, con diámetro de la carcasa de 1,016 m. Esto permite que el fluido de la corriente de proceso pase por los tubos y por la carcasa una sola vez. En cuanto a las temperaturas que maneja este intercambiador, el fluido pasa de 90 ºC a los 35 ºC necesarios para la entrada al conjunto de adsorbedores del sistema PSA. En este rango de temperatura, se experimenta una ligera condensación del vapor, pero considerablemente menor que en el intercambiador anterior. El caudal másico de agua circula por la carcasa para hacer frente a la absorción de los 13653,956 kW que cede el gas de síntesis es de 217,61 kg/s, que lo hace a una velocidad de 0,837 m/s. En la Tabla 9 se muestra las especificaciones del tercer intercambiador. Tabla 9. Especificaciones del intercambiador 3 Especificaciones del IC-3 Ntb 1085 De, tb (m) 0,025 Di,tb (m) 0,024 Npasos 1 Dcarcasa (m) 1,016 Nfilas 37 L (m) 8,115 3.3.2 SEPARADOR LÍQUIDO-GAS Una vez que se ha enfriado la corriente de proceso hasta 35 ºC, se dispone un separador líquidogas para separar el alto contenido de agua condensada. El equipo utilizado funciona por acción de la gravedad, de modo que las gotas de líquido más densas caen al fondo mientras que el gas más ligero sale por cabeza exento de líquido, con la ayuda de un demister o eliminador de niebla/aerosoles. Cabe destacar que este gas tiene una cierta cantidad de agua vapor correspondiente al equilibrio termodinámico de ambas fases bajo las condiciones de operación. Por otro lado, el líquido está formado casi totalmente por agua, aunque también contiene cantidades muy pequeñas del resto de gases disueltos. El separador es de tipo vertical, con una altura total de 6,76 m y un diámetro interno de 2,46 m. Se ha especificado un tiempo de retención del líquido de 10 minutos, con un volumen ocupado Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 33 por del líquido de 11,28 m3. Este volumen es controlado por un interruptor de nivel, pero su especificación queda fuera del alcance de este TFG. La corriente de entrada tiene un caudal másico de 26,16 kg/s de gas y de 18,69 kg/s de líquido. Los valores de sus densidades son 6,27 kg/m3 y 993,3 kg/m3, respectivamente. La caracterización de la corriente de entrada puede verse en la Tabla 10. Tabla 10. Características de la corriente de entrada. Características de la corriente de entrada mG (kg/s) 26,16 ρG (kg/m3) 6,27 mL (kg/s) 18,69 ρL (kg/m3) 993,73 QG (m3/s) 4,17 QL (m3/s) 0,019 T (ºC) 35,00 p (bar) 15,00 La Figura 7 ilustra un esquema de un separador líquido -gas vertical. Figura 7. Separador vertical líquido-gas [51]. 34 Memoria descriptiva Memoria descriptiva Memoria descriptiva 3.3.3 LECHOS DE ADSORCIÓN DE VAPOR DE AGUA La corriente gaseosa que sale por la cabeza del separador L-G entra en un conjunto de lechos de adsorción con el objetivo de eliminar el vapor de agua remanente, debido al equilibrio líquidovapor del separador. El adsorbente empleado en las columnas de adsorción es silica gel, con las mismas características que las del adsorbente usado en el experimento tomado como referencia para el diseño [52]. Se trata de silica gel ZEObeads 720, un material con más de un 99% de SiO2 y que representa unos de los mejores adsorbentes de humedad que existen. El tamaño de cada partícula es de 2 mm de diámetro, mientras que el tamaño de los poros es de 20 Å. Por otro lado, la densidad de la partícula es de 1312 kg/m3 y la densidad aparente del lecho es de 854 kg/m3, lo que representa una porosidad del lecho igual a 0,349. Con respecto su superficie específica, tiene un valor de 769,34 m2/g según el fabricante, un valor suficientemente elevado para llevar a cabo el proceso de adsorción del vapor de agua. Tras realizar el escalado desarrollado en la memoria de cálculo, se concluye que la longitud de la columna necesaria para eliminar el agua contenido en la corriente es de 1,64 m mientras que el diámetro requerido para mantener la velocidad superficial del experimento es de 7,96 m. Las condiciones de operación en la planta industrial, como se ha comentado en explicaciones anteriores, llegado a este punto es de 35 ºC y 15 bar. Por último, el tiempo de ruptura establecido es de 24 h. Por último, para satisfacer las necesidades del proceso y garantizar que sea en todo momento continua, se han colocado 5 lechos de adsorción. De esta manera, al tener un adsorbedor un ciclo completo 30 h, de las cuales, 6 horas está adsorbiendo y 24 h está regenerándose. 3.3.4 SISTEMA PSA 3.3.4.1 COLUMNAS DE ADSORCIÓN DEL SISTEMA PSA Son los equipos principales del proceso, donde se lleva a cabo la separación del hidrógeno del resto de componentes que se adsorben en un material adsorbente. El primer sistema PSA, patentado en el año 1960 por Charles W. Skarstrom, consistía en un sistema de dos lechos de adsorción que realizaba cuatro etapas: presurización, adsorción, Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 35 despresurización y regeneración. El sistema original ha ido experimentando mejoras en su concepción y desempeño. Así, primero se introdujo la despresurización en paralelo, que incrementaba la concentración de las impurezas antes purgarse. Más adelante, con la igualación de presiones, se consiguió un ahorro económico significativo al evitar usar equipos de impulsión para presurizar la columna, reduciendo el consumo energético. Como última modificación importante, se incorporan más lechos al sistema, pudiendo estar formado por hasta 16 columnas, en algunos casos actuales. Estas mejoras permitieron aumentar la recuperación del producto, el ahorro de capital y la utilización de caudales de gas más grandes, promoviendo la tecnología PSA en la industria química, especialmente, en procesos de purificación de gases. En este proyecto se propone un sistema PSA formado por 12 columnas, con bajos valores de pérdida de H2 por el gas de purga, como puede observarse en la Figura 8, donde se expone una gráfica en la que se relaciona el número de columnas con los valores de recuperación y pureza obtenidos. Figura 8. Relación entre la recuperación, la pureza y el número de columnas [53]. También puede observarse como, sacrificando levemente la pureza del H2, se consigue perder menos cantidad de producto. El funcionamiento del conjunto de 12 lechos es una extensión del ciclo de Skarstrom. En el diseño se ha asumido el funcionamiento descrito en la patente de Xu et al (2003) [54], en el que en todo momento hay tres columnas adsorbiendo simultáneamente, dos columnas purgando y 36 Memoria descriptiva Memoria descriptiva Memoria descriptiva proporcionando purga y cuatro etapas de igualación de presión, como se muestra en la secuencia que aparece en la Figura 9. Figura 9. Secuencia del sistema PSA [53]. Si se analiza el ciclo de, por ejemplo, la columna número 1, puede observarse como comienza adsorbiendo impurezas hasta el punto de saturarse. En este momento (a máxima presión, es decir, la de la corriente de alimentación al sistema), comienza a despresurizarse en favor de otras columnas, igualándose las presiones de ambas. El primer equilibrio de presiones lo hace con la columna número 2, que sería la próxima en adsorber y así sucesivamente hasta que termina las 4 etapas de igualación de presiones, en las que la relación entre la pérdida de presión y el tiempo es aproximadamente constante, como se puede observar en la Figura 10. A continuación, se lleva a cabo otra despresurización en favor de la columna columna número 5 con la diferencia de que parte de esta corriente tendrá que desecharse al no conseguir más equilibrio de presiones. Hasta este punto, las igualaciones de presión se han realizado en paralelo mientras que, en el siguiente paso, deberá purgarse en contracorriente hasta conseguir la presión mínima, que sería la del offgas. En este punto, comienza la regeneración del lecho, haciendo pasar una cierta cantidad de H2 puro para liberar las impurezas retenidas en los poros. Este proceso se lleva a cabo a presión constante. Cuando el lecho está completamente limpio, debe prepararse para cuando tenga que adsorber Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 37 de nuevo una vez finalizado el ciclo. Para ello, se presuriza de la misma manera que se ha explicado en el párrafo anterior, usando el exceso de presión de las columnas que han terminado su proceso de adsorción y que posteriormente tendrán que regenerarse. Es decir, comienza el camino inverso: 4 etapas de igualación de presiones y una etapa de presurización para alcanzar el valor adecuado, que se hace bloqueando la válvula superior e introduciendo el gas de alimentación. Una vez alcanzada la presión de trabajo, el lecho se encuentra en condiciones de llevar a cabo la adsorción y empezar de nuevo el ciclo. Figura 10. Diagrama p-t del ciclo que sigue una columna [53]. En cuanto a su diseño, los valores experimentales que se han tomado como referencia son los del artículo publicado por Lee et al (1998) [52], en el que se comparan dos adsorbentes distintos en una adsorción multicomponente. Por un lado, uno de los adsorbentes empleados es carbón activado (AC). El tamaño nominal de la partícula se encuentra entre 1,19 - 3,36 mm, respectivamente. En cuanto a su densidad, tiene un valor de 850 kg/m3 mientras que la aparente del lecho es de 482 kg/m3, lo que hace que tenga un valor de porosidad de 0,433. Por otro lado, también se utiliza un lecho de Zeolita 5A (Z5A). Las partículas de este adorbentes tienen un tamaño nominal de entre 2,38 y 4,76 mm. La densidad de este tipo de partícula es de 44 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo 𝑄𝑗,1=𝑄𝐻2,1·(𝐶𝑖,1 𝐶𝐻2,1) (17) 𝑄𝑗,1=𝑄𝑗,2=𝑄𝑗,4=𝑄𝑗,6=𝑄𝑗,7 (18) 𝑄𝑗,3=𝑄𝑗,5=0 (𝑒𝑥𝑐𝑒𝑝𝑡𝑜 𝐻2𝑂) (19) donde: • Qj,i: caudal volumétrico del componente j en la corriente número i (Nm3/h). • Ci,1: composición del componente i en la corriente 1 (%) Como se indicó anteriormente, las corrientes 3 y 5 son los efluentes de los equipos que se han empleado para separar agua, ya sea en forma líquida o vapor. Por ello, una de las simplificaciones que se ha usado es que por dichas corrientes solo sale este componente, estando exento del resto. Por lo tanto, al llegar al separador líquido-gas, la gran mayoría del agua que entra en el equipo sale en forma de condensado. Para realizar el balance de materia en este equipo se ha hecho uso del simulador de procesos químicos DWSIM. Conocidos los valores de presión, temperatura y composición de la corriente de entrada, así como la temperatura y la presión a la que trabaja el separador, el simulador calcula los flujos másicos, molares y volumétricos que salen tanto por la parte superior como por la inferior. La ecuación de estado que se ha utilizado es la de Peng- Robinson. Además, DWSIM proporciona las propiedades termodinámicas de las diferentes corrientes. Por lo tanto, se separa el agua previamente condensada para que sea eliminada en forma líquida. En realidad, existe una pequeña disolución de los gases en el condensado, pero al ser tan pequeña (del orden de 10-3 a 10-8) pueden considerarse despreciable. En la Tabla 11 se muestran los valores de entrada y salida del separador líquido-gas obtenidos mediante DWSIM. Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 45 Tabla 11. Valores de las corrientes de entrada y salida al separador líquido-gas. Valores obtenidos de DWSIM Corriente 2 Corriente 3 Corriente 4 Fracción molar total en fase vapor 0,70 0 1 Fracción molar total en fase líquida 0,30 1 0 Flujo másico total (kg/s) 44,84 18,69 26,16 Flujo molar total (kmol/s) 3,48 1,04 2,45 Flujo volumétrico total (m3/s) 4,19 0,02 4,17 Fracción molar total de H2 0,39 3,71E-06 0,56 Fracción molar total de CH4 0,19 4,88E-06 0,27 Fracción molar total de CO2 0,02 2,15E-04 0,03 Fracción molar total de CO 0,06 2,11E-07 0,08 Fracción molar total de H2O 0,30 1,00 3,60E-03 Fracción molar total de N2 0,04 1,32E-07 0,05 Fracción molar en fase vapor de H2 0,56 0 0,56 Fracción molar en fase vapor de CH4 0,27 0 0,27 Fracción molar en fase vapor de CO2 0,03 0 0,03 Fracción molar en fase vapor de CO 0,08 0 0,08 Fracción molar en fase vapor de H2O 3,60E-03 0 3,60E-03 Fracción molar en fase vapor de N2 0,05 0 0,05 Fracción molar en fase líquida de H2 3,71E-06 3,71E-06 0 Fracción molar en fase líquida de CH4 4,88E-06 4,88E-06 0 Fracción molar en fase líquida de CO2 2,15E-04 2,15E-04 0 Fracción molar en fase líquida de CO 2,11E-07 2,11E-07 0 Fracción molar en fase líquida de H2O 1,00 1,00 0 Fracción molar en fase líquida de N2 1,32E-07 1,32E-07 0 A la salida del separador L-G, se dispone un adsorbedor de agua, cuya finalidad es separar la fracción de agua vapor que ha quedado en equilibrio con el líquido en el separador L-G y que sale con la corriente gaseosa del mismo. El adsorbente usado es silica gel, que es altamente selectivo hacia el agua, y se asume que esta queda adsorbida en su totalidad y no sale por la corriente de salida número 6. Esto implica que las sucesivas corrientes están exentas de agua, como indica la ecuación (20). A su vez, a pesar de que el lecho puede retener una pequeña cantidad del resto de componentes, no se tienen en cuenta en este diseño al ser una cantidad despreciable. 𝑄𝐻2𝑂,6=𝑄𝐻2𝑂,7=𝑄𝐻2𝑂,8=𝑄𝐻2𝑂,9=𝑄𝐻2𝑂,10=0 (20) 46 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo donde: • QH2O,i: caudal volumétrico de H2O en la corriente número i (Nm3/h). Para cerrar el balance de materia, se ha hecho otra simplificación. El valor de la pureza que se ha escogido es 99,999% de hidrógeno en la corriente 8, siendo éste el producto listo para comercializarlo o utilizarlo en la misma industria donde se ha producido. A efectos prácticos, un 0,001% de impurezas en la salida del sistema es despreciable y se puede suponer que no están presentes en la corriente de salida del conjunto de lechos, sino que se separan completamente. Por lo tanto, las cantidades del resto de gases de la mezcla distintos a H2 de las corrientes 8, 9 y 10 son nulas, como se indica en la ecuación (21). 𝑄𝑗,8=𝑄𝑗,9=𝑄𝑗,10=0 (21) donde: • Qj,i: caudal volumétrico del componente j en la corriente número i (Nm3/h). Por último, también se han calculado los caudales másicos y molares de todos los componentes en cada una de las corrientes. Para el cálculo del caudal molar, se ha usado la conversión de Nm3 a kmol. En condiciones normales (273,15 K; 1 atm), 1 kmol ocupa 22,4 (N)m3. El cálculo queda definido con la ecuación (22). 𝑛𝑗,𝑖=𝑄𝑗,𝑖 𝑐𝑜𝑛𝑣 (22) donde: • nj,i: caudal molar del componente j en la corriente número i (kmol/h). • Qj,i: caudal volumétrico del componente j en la corriente número i (Nm3/h). • conv: valor de la conversión 1 kmol=22,4 Nm3. Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 47 Por otro lado, para calcular el caudal másico solamente es necesario conocer el peso molecular de cada compuesto y el caudal molar, como relaciona la ecuación (23). 𝑚𝑗,𝑖=𝑛𝑗,𝑖·𝑃𝑀𝑗 (23) donde: • mj,i: caudal másico del componente j en la corriente número i (kg/h). • nj,i: caudal molar del componente j en la corriente número i (kmol/h). • PMj: peso molecular del componente j (kg/kmol) La Tabla 12 muestra el balance de materia global de la instalación tratada en este TFG. En ella, el valor del caudal molar de agua de la corriente 4 corresponde con un valor obtenido a partir de la simulación realizada con DWSIM. 48 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo Tabla 12. Balance de materia. En relación al balance de energía, se han asumido algunas hipótesis y simplificaciones debido a las limitaciones del simulador empleado. En el primer adsorbedor, se ha definido una separación del 100% de agua vapor, mientras que los correspondientes al sistema PSA se ha establecido una separación del 90% de hidrógeno, saliendo puro. Con respecto a la corriente 5, al estar a 35 ºC y 1 atm compuesta por vapor de agua (humedad) contenido en el gas inerte empleado en la regeneración (helio en este caso), el simulador, al definir que separa solo agua y en su totalidad, ofrece los valores en estado líquido. Para ello, se ha calculado el caudal de gas inerte que debería llevar la corriente para que el agua se encuentre en estado vapor contenido en ella, de manera que la presión parcial del agua sea igual o menor a la presión de saturación, que según el software EES tiene un valor de 0,05627 bar. Este cálculo del caudal se ha realizado de una manera independiente a los valores obtenidos tanto en la simulación por DWSIM, como en el balance de materia. Por lo tanto, asumiendo que la presión parcial es igual a su composición molar en la corriente, para un valor de 0,05625 bar que es ligeramente inferior a la presión parcial y cambiándose a valores de composición másica, se Número de corriente 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 Caudal volumétrico (Nm3/h) 281436,45 281436,45 83719,37 197717,08 711,56 197005,52 97005,52 100000,00 97000,00 3000,00 Caudal molar (kmol/h) 12565,08 12565,08 3737,76 8827,33 31,77 8795,56 4330,93 4464,62 4330,69 133,94 Caudal másico (kg/h) 161436,16 161436,16 67279,60 94156,56 571,84 93584,72 84655,47 8929,25 8661,37 267,88 Caudal (Nm3/h) 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 H2111111,11 111111,11 0,00 111111,11 0,00 111111,11 11111,11 100000,00 97000,00 3000,00 CH452403,47 52403,47 0,00 52403,47 0,00 52403,47 52403,47 0,00 0,00 0,00 CO26107,17 6107,17 0,00 6107,17 0,00 6107,17 6107,17 0,00 0,00 0,00 CO 16548,46 16548,46 0,00 16548,46 0,00 16548,46 16548,46 0,00 0,00 0,00 H2O84430,94 84430,94 83719,37 711,56 711,56 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 N210835,30 10835,30 0,00 10835,30 0,00 10835,30 10835,30 0,00 0,00 0,00 Caudal (kmol/h) 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 H24960,69 4960,69 0,00 4960,69 0,00 4960,69 496,07 4464,62 4330,69 133,94 CH42339,62 2339,62 0,00 2339,62 0,00 2339,62 2339,62 0,00 0,00 0,00 CO2272,66 272,66 0,00 272,66 0,00 272,66 272,66 0,00 0,00 0,00 CO 738,83 738,83 0,00 738,83 0,00 738,83 738,83 0,00 0,00 0,00 H2O3769,52 3769,52 3737,76 31,77 31,7687 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 N2483,76 483,76 0,00 483,76 0,00 483,76 483,76 0,00 0,00 0,00 Caudal (kg/h) 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 H29921,39 9921,39 0,00 9921,39 0,00 9921,39 992,14 8929,25 8661,37 267,88 CH437433,89 37433,89 0,00 37433,89 0,00 37433,89 37433,89 0,00 0,00 0,00 CO211997,14 11997,14 0,00 11997,14 0,00 11997,14 11997,14 0,00 0,00 0,00 CO 20687,15 20687,15 0,00 20687,15 0,00 20687,15 20687,15 0,00 0,00 0,00 H2O67851,44 67851,44 67279,60 571,8367 571,8367 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 N213545,16 13545,16 0,00 13545,16 0,00 13545,16 13545,16 0,00 0,00 0,00 Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 49 obtiene un caudal másico de 0,76 kg/s. El trabajo intercambiado en el proceso está relacionado únicamente con las bombas de impulsión del agua de refrigeración de los intercambiadores de calor, así como con la impulsión del gas de salida del adsorbedor de silica gel usando un ventilador. El cálculo se muestra a modo orientativo, ya que en la simulación no se han empleado equipos de impulsión por lo que se ha realizado aparte. Estos consumos eléctricos se han estimado asumiendo un rendimiento del 80% por cada equipo y multiplicando el incremento de presión por el caudal a desplazar. Para el caso de las bombas, el salto de presión es de 1 bar, al haber definido que entra a 2 bar al equipo y estando a presión atmosférica en el tanque del cual se succiona, mientras que para el caso del ventilador se ha especificado un valor de 0,07 bar, al considerarse un valor normal para este tipo de trabajo. Estos valores de intercambio de calor y de trabajo puede observarse en la Tabla 13. Tabla 13. Intercambio energético del proceso. Intercambio de calor Intercambio de trabajo η=0,8 IC1 (kW) 6441,49 V1 (kW) 28,31 35,38 IC2 (kW) 45369,40 B1 (kW) 10,30 12,88 IC3 (kW) 13654,10 B2 (kW) 72,70 90,88 Sep L-G (kW) 0,00 B3 (kW) 21,90 27,38 Ads SG (kW) 17,80 Ads PSA (kW) 56,63 Por otro lado, en la Tabla 14, se muestran los valores termodinámicos más relevantes relacionados con el balance de energía de la unidad de purificación de hidrógeno por cada corriente. Los valores, en su mayoría, se ha obtenido de la simulación obtenida en DWSIM, si bien existen las limitaciones comentadas anteriormente. Tabla 14. Valores correspondientes al balance de energía según Peng-Robinson. Propiedades 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 p (bar) 15 15 15 15 1,01325 15 1,01325 15 15 15 T (ºC) 35 35 35 35 35 35 35 35 35 35 H (kJ/kg) 435,72 -1024,14 -2489,33 22,46 -26,69 22,70 7,75 140,78 140,78 140,78 Cp (kJ/(kg·K)) 2,70 3,35 3,92 2,95 1,90 2,95 1,71 14,32 14,32 14,32 μ (kg/(m·s)) 1,60E-05 2,23E-04 7,24E-04 1,14E-05 1,02E-05 1,14E-05 1,34E-05 9,17E-06 9,17E-06 9,17E-06 ρ (kg/m3)4,95 10,71 993,73 6,27 0,04 6,26 0,79 1,18 1,18 1,18 K (kW/(m·K)) 2,67E-04 1,26E-04 6,24E-04 1,16E-04 1,92E-05 1,17E-04 4,78E-05 1,83E-04 1,83E-04 1,83E-04 m (kg/s) 44,84 44,84 18,69 26,16 0,76 26,00 23,50 2,50 2,41 0,09 m·H (kW) 19538,94 -45925,92 -46513,38 587,47 -20,41 590,09 182,05 351,40 338,71 12,70 Estado de agregación Vapor Bifásico Líquido Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor PENG-ROBINSON 50 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo Por lo tanto, usando los valores de entalpía y caudales mostrados en la Tabla 14, así como la suma del calor cedido al exterior por todos los equipos y la potencia mecánica que entra al sistema propio del consumo eléctrico de los motores de las bombas y ventilador, se puede completar el balance de energía, cuyos resultados se muestran en la Tabla 15. Tabla 15. Balance de energía. (Σmi·Hi)e (kW) 19538,94 (Σmi·Hi)s (kW) -46000,34 Qced (kW) 65539,41 Waport (kW) 166,51 Descuadre BE (kW) 166,38 Como se puede observar, existe un descuadre energético en el sistema, relacionado con el número de cifras significativas utilizadas en los cálculos, así como la incorporación del consumo eléctrico de los motores, que no está contemplado en la simulación. 4.2 DISEÑO DE EQUIPOS En esta sección se realiza el dimensionamiento de los equipos de la instalación, específicamente, el tren de intercambiadores de calor (coolers), el separador líquido-gas, los lechos de adsorción y los tanques de almacenamiento. Además de las ecuaciones y el procedimiento de diseño, los datos y resultados se mostrarán mediante tablas. 4.2.1 TREN DE INTERCAMBIADORES DE CALOR La corriente de entrada a la unidad de purificación de hidrógeno tiene una temperatura de 200 ºC y debe disminuir hasta 35 ºC antes de entrar en el conjunto de los lechos adsorbedores del sistema PSA. Esto se hace mediante un tren de intercambiadores en serie descritos en el capítulo anterior. El procedimiento de diseño se hará a un solo intercambiador ya que, al ser del mismo tipo, la manera en la que se han calculado los parámetros es la misma. Por tanto, se explicará para el primer intercambiador, siendo el proceso extrapolable a los demás, de los que solo se incluirán algunos detalles particulares. Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 51 En primer lugar, hay que calcular el caudal que circula por cada tubo, que puede hacerse mediante la ecuación (24). Para aplicarla, basta con conocer el número de tubos, el número de pasos por ellos y el valor del caudal total que circula, que tiene un valor de 44,84 kg/s. 𝑚󰇗𝐺,𝑡𝑏=(𝑚󰇗𝐺 𝑁𝑡𝑏) 𝑁𝑝𝑎𝑠𝑜𝑠 (24) donde: • m󰇗G ,tb : caudal másico del gas de síntesis que pasa por cada tubo (kg/s) • m󰇗G: caudal másico total del gas de síntesis (kg/s) • Ntb: número de tubos • Npasos: número de pasos por tubos El diámetro interno y externo de los tubos, número de pasos, número de tubos, diámetro de la carcasa y número de hileras por cada intercambiador, se ha calculado en función del calor transferido y usando las relaciones que se exponen en el libro de la asignatura de Tecnología Energética [60] de tal manera que den valores de longitud y velocidades que se asemejen a la realidad. Las tablas de las cuales se han obtenido estos valores han quedado recogidas en el Anexo III: Tablas de Tecnología Energética (18/19, GIQ-US). Las propiedades termodinámicas de la corriente de proceso se han obtenido de la simulación del proceso realizada en el programa DWSIM, mientras que la corriente de servicio a partir del programa EES. Los números adimensionales que aparecen en las correlaciones experimentales se obtienen a partir de las propiedades de las corrientes que proporciona DWSIM. Así, por ejemplo, el número de Prandtl se calcula a partir de su definición, expresado en la ecuación (25). 𝑃𝑟=𝜇𝐺,𝑚𝑒𝑑·𝐶𝑝𝐺,𝑚𝑒𝑑 𝐾𝐺,𝑚𝑒𝑑 (25) donde: • Pr: número de Prandtl • μG,med: viscosidad media del gas de síntesis (kg/(m·s)) • CpG,med: calor específico medio del gas de síntesis (kJ/(kg·K)) • KG,med: conductividad térmica del gas de síntesis (kW/(m·K)) 52 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo En las Tabla 16 – 18 se encuentran recogidos todos los valores de las propiedades de la corriente de proceso que circula por cada intercambiador: Tabla 16. Propiedades de la corriente de proceso en el intercambiador 1 Propiedades de la corriente del proceso (por tubos) mG (kg/h) 161436,16 Valores medios mG (kg/s) 44,84 μG, med (kg/(m·s)) 1,52E-05 mtb (kg/s) 0,12 CpG,med (kJ/(kg·K)) 2,68 Te (ºC) 200 KG,med (kW/(m·K)) 1,20E-04 Ts (ºC) 147 Pr 0,34 μe (kg/(m·s)) 1,60E-05 μs (kg/(m·s)) 1,45E-05 Cpe (kJ/(kg·K)) 2,70 Cps (kJ/(kg·K)) 2,65 Ke (kW/(m·K)) 1,26E-04 Ks (kW/(m·K)) 1,14E-04 He,G (kJ/kg) 435,71 Hs,G (kJ/kg) 292,07 Tabla 17. Propiedades de la corriente de proceso en el intercambiador 2 Propiedades de la corriente del proceso (por tubos) mG (kg/h) 161436,16 Valores medios mG (kg/s) 44,84 μL, med (kg/(m·s)) 2,50E-04 mtb (kg/s) 0,024 CpL,med (kJ/(kg·K)) 4,09 Te (ºC) 147 KL,med (kW/(m·K)) 6,81E-04 Ts (ºC) 90 ρL, med (kg/m3) 943,13 μe,L (kg/(m·s)) 1,89E-04 ρG, med (kg/m3) 5,55 μs,L (kg/(m·s)) 3,11E-04 PrL 1,50 Cpe,L (kJ/(kg·K)) 4,20 ρe,L (kg/m3) Cps,L (kJ/(kg·K)) 3,99 920,65 Ke,L (kW/(m·K)) 6,87E-04 ρs,L (kg/m3) Ks,L (kW/(m·K)) 6,75E-04 965,61 He (kJ/kg) 292,0 ρe,G (kg/m3) Hs (kJ/kg) -719,66 5,61 ρs,G (kg/m3) 5,48 Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 53 Tabla 18. Propiedades de la corriente de proceso en el intercambiador 3 Propiedades de la corriente del proceso (por tubos) mG (kg/h) 161436,16 Valores medios mG (kg/s) 44,84 μL, med (kg/(m·s)) 5,17E-04 mtb (kg/s) 0,041 CpL,med (kJ/(kg·K)) 3,95 Te (ºC) 90 KL,med (kW/(m·K)) 6,50E-04 Ts (ºC) 35 ρL, med (kg/m3) 979,67 μe,L (kg/(m·s)) 3,11E-04 ρG, med (kg/m3) 5,88 μs,L (kg/(m·s)) 7,24E-04 PrL 3,15 Cpe,L (kJ/(kg·K)) 3,99 ρe,L (kg/m3) Cps,L (kJ/(kg·K)) 3,92 965,62 Ke,L (kW/(m·K)) 6,75E-04 ρs,L (kg/m3) Ks,L (kW/(m·K)) 6,24E-04 993,73 He (kJ/kg) -719,66 ρe,G (kg/m3) Hs (kJ/kg) -1024,14 5,48 ρs,G (kg/m3) 6,27 Con respecto a la corriente de servicio, el fluido refrigerante es agua proveniente de una torre de refrigeración, previamente tratada, con el objetivo de reducir el ensuciamiento en el lado de carcasa. El intercambiador se ha diseñado de tal manera que el agua absorba el máximo calor posible, entrando a una temperatura de 25 ºC y un 2 bar y saliendo a 40 ºC, limitando el salto térmico a 15 ºC. Por lo tanto, para calcular el consumo de agua, es necesario conocer el área disponible que hay en la carcasa para el fluido fluya, teniendo en cuenta el diámetro de la carcasa y área que ocupan los tubos. Por lo tanto, resolviendo las ecuaciones (26) - (31) se determina el caudal másico que pasa por cada intercambiador en función de los requerimientos térmicos del proceso en cada equipo. 𝐴𝑠ℎ𝑒𝑙𝑙=𝜋 4·𝐷𝑠ℎ𝑒𝑙𝑙 2 (26) 𝐴𝑜𝑐𝑢𝑝,𝑏=𝑁𝑡𝑏·𝑁𝑝𝑎𝑠𝑜𝑠·(𝜋 4·𝐷𝑒,𝑡𝑏 2) (27) 𝐴𝑑𝑖𝑠𝑝=𝐴𝑠ℎ𝑒𝑙𝑙−𝐴𝑜𝑐𝑢𝑝,𝑡𝑏 (28) 60 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo Una vez calculado el factor de corrección F (ecuación (42)) y la diferencia media de temperatura logarítmica DTLM (ecuación (38)), solo queda por calcular coeficiente global de transferencia del calor, U, para poder determinar el valor del área de transferencia, mediante la ecuación (37). El coeficiente global de transferencia del calor (U) depende tanto de las características estructurales del intercambiador como de las condiciones del proceso. Influyen factores como el diámetro de los tubos y su espesor, así como el material del que está construido, que debe de ser un buen conductor térmico para facilitar el intercambio energético en el menor tiempo posible. Con respecto a las condiciones de los fluidos, una mayor velocidad de circulación aumenta el intercambio, porque aumenta el coeficiente de película o de convección. Asimismo, también depende los fluidos que se utilizan en el proceso. La ecuación (43) es la utilizada para el cálculo de U es: 𝑈= 1 𝐴𝑒·( 1 ℎ𝑖·𝐴𝑖+1 ℎ𝑒·𝐴𝑒+𝐹𝑠𝑖 𝐴𝑖+𝐹𝑠𝑒 𝐴𝑒+𝐿𝑛(𝐷𝑒,𝑡𝑏/𝐷𝑖,𝑡𝑏) 2·𝜋·𝐾𝑎𝑐𝑒𝑟𝑜·𝐿·𝑁𝑡𝑏) (43) que simplificada resulta ser la ecuación (44). 𝑈= 1 𝐷𝑒,𝑡𝑏·( 1 ℎ𝑖·𝐷𝑖,𝑡𝑏+1 ℎ𝑒·𝐷𝑒,𝑡𝑏+𝐹𝑠𝑖 𝐷𝑖,𝑡𝑏+𝐹𝑠𝑒 𝐷𝑒,𝑡𝑏+𝐿𝑛(𝐷𝑒,𝑡𝑏/𝐷𝑖,𝑡𝑏) 2·𝐾𝑎𝑐𝑒𝑟𝑜 ) (44) donde: • U: coeficiente global de transferencia del calor (kW/(m2·K)) • Ae: área de transferencia del calor; por convenio, la exterior de los tubos (m2) • Ai: área interna de transferencia del calor (m2) • hi: coeficiente de película del lado de los tubos (kW/(m2·K)) • he: coeficiente de película del lado de la carcasa (kW/(m2·K)) • Fsi: factor de ensuciamiento del lado de los tubos (m2·K/kW) • Fse: factor de ensuciamiento del lado de la carcasa (m2·K/kW) • De,tb: diámetro exterior de los tubos (m) Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 61 • Di,tb: diámetro interior de los tubos (m) • Kacero: conductividad térmica del acero al carbono (kW/(m·K)) • L: longitud del intercambiador (m) • Ntb: número de tubos Los valores de los factores de ensuciamiento empleados en el cálculo de U se han obtenido de tabla mostrada en el Anexo III: Tablas de Tecnología Energética (18/19, GIQ-US). En la ecuación (44) todos los datos son conocidos excepto los coeficientes de película. En su cálculo intervienen la geometría de los tubos y su configuración dentro del intercambiador, los caudales que circulan por el intercambiador, las temperaturas de entrada y salida de los dos fluidos y las propiedades termodinámicas de estos evaluadas a su correspondiente temperatura. Cálculo del coeficiente de película interno Se obtiene a partir del número adimensional de Nusselt, que relaciona el calor transferido por convección con el transferido por conducción. Se define mediante la ecuación (45): 𝑁𝑢=ℎ𝑖·𝐷𝑖,𝑡𝑏 𝐾𝐺,𝑚𝑒𝑑 (45) donde: • Nu: número de Nusselt • hi: coeficiente de película del lado de los tubos (kW/(m2·K)) • Di,tb: diámetro interior de los tubos (m). • KG,med: conductividad térmica del gas de síntesis (kW/(m·K)) Para el cálculo del número de Nusselt se utilizan correlaciones diferentes según los intercambiadores. En el primero, se usa la correlación de Dittus-Boelter para un flujo interno a través de un conducto circular y con convección forzada. Esta correlación es aplicable para un flujo turbulento completamente desarrollado, con un número de Reynolds superior a 10000, un número de Prandtl comprendido entre 0,6 y 160 y una relación L/D mayor a 10. Dicha correlación se expresa mediante la ecuación (46). 62 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo 𝑁𝑢=0,023·𝑅𝑒4/5·𝑃𝑟𝑛 (46) donde: • Nu: número de Nusselt • Re: número de Reynolds • Pr: número de Prandtl • n: parámetro igual a 0,3 cuando la temperatura media de masa es superior a la superficial. El número de Prandtl se obtiene a partir de las propiedades del fluido evaluadas a su temperatura media de masa, como se indicó en la ecuación (25). Por otro lado, el número de Reynolds se calcula mediante la ecuación (47): 𝑅𝑒=4·𝑚󰇗𝐺,𝑡𝑏 𝜋·𝐷𝑖,𝑡𝑏·𝜇𝐺,𝑚𝑒𝑑 (47) donde: • Re: número de Reynolds • m󰇗G ,tb : caudal másico del gas de síntesis que pasa por cada tubo (kg/s) • Di,tb: diámetro interior de los tubos (m). En este caso, la dimensión característica. • μG,med: viscosidad media del gas de síntesis (kg/(m·s)) Los resultados obtenidos tras aplicar las ecuaciones anteriores para calcular el coeficiente de película interno para el intercambiador 1 se muestran en la Tabla 22. Tabla 22. Resultados del cálculo del coeficiente de película interno para el intercambiador 1. Cálculo de coeficiente de película int Re 770587,90 n 0,30 Nu 851,59 hi (kW/(m2·K)) 7,58 Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 63 Por otro lado, para el segundo y el tercer intercambiador se usa la correlación de Akers, Deans y Crossers, que tiene en cuenta la condensación de vapor de agua en la corriente que circula por el interior de los tubos. Es aplicable para un flujo anular, medio y con una temperatura superficial constante. La correlación se muestra en la ecuación (48). 𝑁𝑢=𝐶·𝑅𝑒𝑛·Pr𝐿 1/3 (48) donde: • Nu: número de Nusselt • Re: número de Reynolds • PrL: número de Prandtl de la fase líquida • C: parámetro igual a 0,0265 si Re es superior a 5·104 y de 5,03 si es inferior • n: parámetro igual a 0,8 si Re es superior a 5·104 y 0,333 si es inferior Al igual que en el caso anterior, el número de Prandtl se ha calculado usando la ecuación (25) pero en base a sus propiedades termodinámicas correspondientes a la fase líquida, de acuerdo con la correlación usada para los el cálculo del coeficiente de película interno en los intercambiadores 2 y 3. Estas propiedades se han obtenido del simulador DWSIM y representadas en las Tabla 20 y 21. A continuación, es necesario calcular el número de Reynolds usando la ecuación (49) que usa el flujo másico superficial equivalente por tubos de la corriente, calculado con la ecuación (50), teniendo en cuenta el caudal másico superficial de líquido y el de gas, calculados mediante las ecuaciones (51) y (52). Para ello, se requiere el valor de la sección transversal de los tubos, según la ecuación (53) y el valor del título de vapor (x), que indica fracción de vapor que hay en la corriente, de modo que x=1 significa que todo está en fase vapor y x=0 que está es fase líquida. El valor empleado es la media aritmética entre el título de vapor en la entrada y el de la salida, como se expresa en la ecuación (54). 𝑅𝑒=𝐺𝑒·𝐷𝑖,𝑡𝑏 𝜇𝐿,𝑚𝑒𝑑 (49) 𝐺𝑒=𝐺𝐿+𝐺𝐺·(𝜌𝐿 𝜌𝐺)1/2 (50) 64 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo 𝐺𝐿=𝑚󰇗𝑡𝑏 𝐴𝑡𝑏 ·(1−𝑥𝑚) (51) 𝐺𝐺=𝑚󰇗𝑡𝑏 𝐴𝑡𝑏 ·𝑥𝑚 (52) 𝐴𝑡𝑏=𝜋 4·𝐷𝑖,𝑡𝑏 2 (53) 𝑥𝑚=(𝑥𝑒+𝑥𝑠)·1 2 (54) donde: • xm: valor medio del título de vapor entre la entrada y la salida • xe: título de vapor a la entrada • xs: título de vapor a la salida • 𝑚󰇗𝑡𝑏: flujo másico total que circula por los tubos (kg/s) • GL: flujo másico superficial del líquido (kg/(s·m2)) • GG: flujo másico superficial del gas (kg/(s·m2)) • Atb: área de la sección transversal de los tubos (m2) • ρL: densidad de la fase líquida (kg/m3) • ρG: densidad de la fase gas (kg/m3) • Re: número de Reynolds • Di,tb: diámetro interior de los tubos (m) • μL,med: valor medio de la viscosidad de la fase gas entre la entrada y la salida (kg/(m·s)) Los valores de los títulos de vapor para los intercambiadores 1 y 2 se muestran en las Tabla 23 y 24 respectivamente, mientras que el resultado del cálculo del coeficiente de película interno para ambos intercambiadores aparece en las Tabla 25 y 26. Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 65 Tabla 23.Valores del título de vapor en el intercambiador 2 xe 1 xm xs 0,76 0,87 Tabla 24. Valores del título de vapor en el intercambiador 3 xe 0,76 xm xs 0,70 0,72 Tabla 25. Resultados del cálculo del coeficiente de película interno para el intercambiador 2 Cálculo de coeficiente de película int GL (kg/(s·m2)) 20,09 GG (kg/(s·m2)) 131,13 Ge (kg/(s·m2)) 1730,01 Re 97702,96 C 0,027 n 0,80 Nu 297,81 hi (kW/(m2·K)) 14,39 Tabla 26. Resultados del cálculo del coeficiente de película interno para el intercambiador 3 Cálculo de coeficiente de película int GL (kg/(s·m2)) 26,54 GG (kg/(s·m2)) 67,77 Ge (kg/(s·m2)) 901,412 Re 41170,71 C 5,03 n 0,33 Nu 254,52 hi (kW/(m2·K)) 7,00 Cálculo del coeficiente de película externo El cálculo del coeficiente de película externo es el mismo para los tres intercambiadores. En este caso influye la geometría externa de los tubos y su estructura dentro de la carcasa. El número de Nusselt se calcula según la ecuación (50): 66 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo 𝑁𝑢=ℎ𝑒·𝐷𝑒,𝑡𝑏 𝐾𝑊 (50) donde: • Nu: número de Nusselt • he: coeficiente de película del lado de la carcasa (kW/(m2·K)) • De,tb: diámetro exterior de los tubos (m). En este caso, la dimensión característica. • KW: conductividad térmica del agua de refrigeración (kW/(m·K)) Para obtener el valor de Nu, se ha elegido la correlación de Zhukauskas para un flujo externo con un banco de tubos, con convección forzada. La correlación se expresa con la ecuación (51). Hay que recordar que la configuración de los tubos en el interior se ha diseño de manera que sea cuadrada y con una longitud de paso tanto longitudinal como transversal de un 25% superior al diámetro exterior de los tubos. Además, para este cálculo también se tendrá que tener cuenta el número de hileras de tubos en la sección del intercambiador. Esta ecuación es aplicable para un valor de Reynolds comprendido entre 103 y 2·106 y un valor del número de Prandtl comprendido entre 0,7 y 500. 𝑁𝑢=𝐶1·𝐶2·𝑅𝑒𝑚·𝑃𝑟0,36·(𝑃𝑟 𝑃𝑟𝑠)1/4 (51) donde: • Nu: número de Nusselt. • C1: coeficiente relacionado con la distribución de tubos. Para los intercambiadores diseñados, tiene un valor de 0,27. • C2: coeficiente relacionado con el número de hileras de tubos. Para los intercambiadores diseñados, tiene un valor de 1. • m: coeficiente relacionado con la distribución de tubos. Para los intercambiadores diseñados, tiene un valor de 0,63. • Re: número de Reynolds. • Pr: número de Prandtl. Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 67 Todas las propiedades termodinámicas requeridas se han obtenido del programa informático EES evaluadas a 2 bar y a la temperatura media de masa del agua que, como se calculó mediante la ecuación (33), tiene un valor de 32,5 ºC. En cambio, como se explicó con anterioridad, el valor de Prs ha sido evaluado a 2 bar y a la temperatura de la superficie, calculada mediante la ecuación (35). El número de Reynolds del flujo de agua de refrigeración a través de la carcasa se ha calculado en este caso mediante la ecuación (52): 𝑅𝑒=𝜌𝑊·𝐷𝑒,𝑡𝑏·𝑉𝑊 𝜇𝑊 (52) donde: • Re: número de Reynolds. • ρw: densidad del agua a la temperatura media de película (kg/m3). • De,tb: diámetro exterior de los tubos (m). En este caso, la dimensión característica. • Vw: velocidad del agua en el interior de la carcasa (m/s). • μW: viscosidad del agua (kg/(m·s)). Las Tabla 27 – 29 muestran los resultados obtenidos para el cálculo del coeficiente de película externo para los distintos intercambiadores Tabla 27. Resultados del cálculo del coeficiente de película externo para el intercambiador 1 Cálculo de coeficiente de película ext Re 41992,66 C1 0,27 C2 0,99 m 0,63 Nu 521,90 he (kW/(m2·K)) 16,62 68 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo Tabla 28. Resultados del cálculo del coeficiente de película externo para el intercambiador 2 Cálculo de coeficiente de película ext Re 42625,72 C1 0,27 C2 1 m 0,63 Nu 490,08 he (kW/(m2·K)) 18,74 Tabla 29. Resultados del cálculo del coeficiente de película externo para el intercambiador 3 Cálculo de coeficiente de película ext Re 27943,89 C1 0,27 C2 1 m 0,63 Nu 335,06 he (kW/(m2·K)) 8,01 Cálculo del coeficiente global de transferencia de calor Usando las ecuaciones (37), (36) y (44) se puede obtener el área total de transferencia y del coeficiente global de transferencia de calor para cada intercambiador de calor. Los resultados obtenidos se muestran en las Tabla 30 – 32. Tabla 30. Resultados del cálculo del área y el coeficiente global de transferencia de calor para el intercambiador 1 Cálculo de A y U U (kW/(m2·K)) 0,99 A (m2) 46,93 Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 69 Tabla 31. Resultados del cálculo del área y el coeficiente global de transferencia de calor para el intercambiador 2 Cálculo de A y U U (kW/(m2·K)) 1,50 A (m2) 367,32 Tabla 32. Resultados del cálculo del área y el coeficiente global de transferencia de calor para el intercambiador 3 Cálculo de A y U U (kW/(m2·K)) 1,25 A (m2) 702,41 Por último, conocido el valor del área, se puede calcular la longitud de los tubos, L, de los intercambiadores mediante la ecuación (36). Este valor, según las recomendaciones de diseño de intercambiadores expuestas en [60] debe ser de entre 5 y 10 veces el valor del diámetro de la carcasa, requisito que se ha cumplido en los tres equipos. 4.2.2 SEPARADOR LÍQUIDO-GAS Para el dimensionamiento del separador líquido-gas vertical colocado aguas abajo del intercambiador de calor se ha seguido una metodología ampliamente conocida según se describe en [51]. Las condiciones de la corriente de entrada al separador se indican en la Tabla 10, ubicada en la sección 3.3.2 de la memoria descriptiva. En primer lugar, es necesario calcular la velocidad terminal de las gotas de líquido contenidas en la corriente de entrada al equipo. Para ello, se utiliza la ecuación (53): 𝑈𝑡=0,07·(𝜌𝐿−𝜌𝑉 𝜌𝑉)1 2 (53) 76 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo obtenidos en la simulación. A modo de ejemplo, el caudal volumétrico de la corriente de entrada a este adsorbedor siguiendo la ecuación de estado de Peng-Robinson y obtenido mediante el simulador es de 4,17 m3/h, mientras que el valor obtenido en la hoja de cálculo usando gases ideales es de 4,20 m3/h, lo que representa un error relativo de 0,72%. Para el cálculo de la longitud de la columna, es necesario conocer los caudales indviduales de los componentes, tanto en condiciones experimentales como industriales, así como la curva de ruptura experimental. De ella se obtendrá la información sobre los tiempos de ruptura y estequiómetrico necesarios para calcular la capacidad de adsorción del adsorbente (silica gel, en este caso). La longitud real de la columna industrial se calcula como la suma de la longitud del lecho sin usar y la longitud del lecho en el momento de parar la operación de adsorción (ruptura), como expresa la ecuación (64). 𝐿=𝐿𝑈𝐵+𝐿𝐸𝑆 (64) donde: • L: longitud real de la columna industrial (m) • LUB: longitud del lecho sin usar (m) • LES: longitud del lecho en el punto de ruptura (m) La longitud del lecho sin usar (LUB) se calcula usando los valores experimentales y se asume que es la misma que para el caso industrial. Se calcula usando la ecuación: 𝐿𝑈𝐵=𝐿𝑒𝑥𝑝·(1−𝑞𝑏,𝑖 𝑞𝑠,𝑖) (65) donde: • LUB: longitud del lecho sin usar (m) • Lexp: longitud del lecho experimental (m) • qb,i: capacidad de adsorción en el momento de ruptura experimental (kgi/kgadsorbente) • qs,i: capacidad de adsorción en el momento de equilibrio (kgi/kgadsorbente) Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 77 Los valores de la capacidad de adsorción para estas condiciones experimentales se pueden obtener conociendo los caudales másicos de cada componente, sus tiempos de ruptura y estequiométricos, la densidad aparente del lecho, el área de la sección transversal y la longitud de la columna, todos ellos referidos al caso experimental. Por lo tanto, aplicando las ecuaciones (66) y (67) se pueden conocer los valores de qb y qs. 𝑞𝑏,𝑖=𝑚𝑒𝑥,𝑖·𝑡𝑏,𝑖 𝐴𝑒𝑥𝑝·𝐿𝑒𝑥𝑝·𝜌𝑏 (66) 𝑞𝑠,𝑖=𝑚𝑒𝑥𝑝,𝑖·𝑡𝑠,𝑖 𝐴𝑒𝑥𝑝·𝐿𝑒𝑥𝑝·𝜌𝑏 (67) donde: • qb,i: capacidad de adsorción en el momento de ruptura experimental (kgi/kgadsorbente) • qs,i: capacidad de adsorción en el momento de equilibrio (kgi/kgadsorbente) • mexp,i: caudal másico experimental del componente i (kg/s) • tb,i: tiempo de ruptura del componente i (s) • ts,i: tiempo estequiométrico del componente i (s) • Aexp: área de la sección transversal del lecho experimental (m2) • Lexp: longitud del lecho experimental (m) • ρb: densidad aparente del lecho (kg/m3) Los resultados tanto de las capacidades de adsorción, como de la longitud de lecho sin usar anteriormente comentada pueden verse en la Tabla 38. Para conocer los tiempos de ruptura y estequiométricos del caso experimental es necesario disponer de la curva de ruptura, que se encuentra en el artículo de referencia. En las condiciones del experimento, la adsorción se realizó en una columna de 15 cm de longitud y un diámetro interior de 2 cm, pasando a través de ella un caudal de 1,92 SLPM. Por otro lado, la temperatura del proceso fue de 20 ºC mientras que la presión se fijó en 1,24 bar. El gas de entrada estaba compuesto en un 1,53 % de vapor de agua y un 98,47 % de He en volumen, que era el gas portador inerte en el proceso de adsorción. 78 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo En cuanto a la curva de ruptura de adsorción, se muestra en la Figura 16 junto a otras experiencias realizadas en otras condiciones operativas. El caso elegido como referencia para el diseño de la columna corresponde con el denominado como Run A1. Figura 16. Curva de ruptura experimental del proceso de adsorción El tiempo estequiométrico es 7,97 h mientras que el de ruptura es 5,61 h, valores calculados mediante interpolación lineal y justificados más adelante. En la Figura 17 se muestra la curva de ruptura para la regeneración. En ella, se puede observar que un lecho experimental tarda aproximadamente 24 h en regenarse completamente y quedarse exento de humedad en condiciones para volver a adsorber. En este caso, la prueba usada como referencia es la denominada como Run D1. Figura 17. Curva de ruptura experimental del proceso de regeneración Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 79 Con respecto al gas industrial, existen una serie de diferencias importantes al usado en el experimento, que influyen directamente en los valores obtenidos en el diseño de la torre, por lo que se han asumido simplificaciones, como se ha mencionado antes. Está compuesto por hidrógeno (56,2%), dióxido de carbono (3,09%), monóxido de carbono (8,37%), nitrógeno (5,48%), metano (26,5%) y vapor de agua (0,36%). Por lo tanto, se ha asumido que la mezcla se comporta como si estuviese compuesto por dos gases: vapor de agua en un 0,36% y el gas portador, formado por el resto de gases, con una composición total de 99,64%, todos ellos valores volumétricos o molares. Para una mejor visualización de la curva, se ha usado una herramienta web llamada Web Plot Digitizer con la que, estableciendo los ejes sobre la gráfica y marcando la curva con puntos, se pueden obtener los valores de la misma tanto en el eje de abscisas como en el de ordenadas. Dichos valores se recogen en el Anexo I: Curva de ruptura del adsorbedor de silica gel. El valor del tiempo estequiométrico corresponde con el tiempo para el que la concentración de salida es la mitad que la concentración de la entrada, mientras que el tiempo de ruptura se ha definido como el tiempo correspondiente al momento en el que la concentración de salida corresponde a un 0,1% que la de la entrada. Para esos valores de concentración, se ha obtenido el valor de los respectivos tiempos observando el anexo citado anteriormente y realizando una extrapolación lineal, cuyos resultados se recogen en la Tabla 38. Por último, es necesario calcular el valor de la longitud del lecho industrial en el punto de ruptura (LES). La fórmula utilizada es similar a la que se usó en cálculos anteriores, pero empleando valores industriales. Por ello, para el cálculo de LES se ha empleado la ecuación (68). 𝐿𝐸𝑆=𝑚𝑖𝑛𝑑,𝑖·𝑡𝑏,𝑖𝑛𝑑,𝑖 𝐴𝑖𝑛𝑑·𝑞𝑠,𝑖·𝜌𝑏 (68) donde: • LES: longitud del lecho completamente saturado (m) • mind,i: caudal másico industrial del componente i (kg/s) • tb,ind,i: tiempo de ruptura industrial del componente i (s) • Aind: área de la sección transversal del lecho industrial (m2) 80 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo • qs,i: capacidad de adsorción en el momento de equilibrio (kgi/kgadsorbente) • ρb: densidad aparente del lecho (kg/m3) Todos los cálculos anteriormente citados se recogen en la Tabla 38. Tabla 38. Resultados del diseño de la columna de silica gel Silica gel mi, exp (kg/s) mi, ind (kg/s) ts,i (s) qs,i (kg/kg) tb,i (s) qb,i (kg/kg) qb,i/qs,i LUBi (m) LESi (m) Otros 5,32E-06 25,00 0 0 0 0 0 0 0 H2O 3,73E-07 0,16 28681,13 0,27 20182,93 0,19 0,70 0,04 1,22 Por último, en la Tabla 39 se muestra el valor final de la longitud de la columna, según la ecuación (64), y del diámetro, según la ecuación (63). El valor de la longitud obtenido tras resolver la ecuación anterior se ha aumentado un 30%, con la finalidad de adoptar un diseño conservador que solvente las limitaciones y simplificaciones del método empleado. Tabla 39. Diámetro y longitud del lecho industrial Ltot (m) 1,640 Dind (m) 7,955 4.2.4 ADSORBEDORES DEL SISTEMA PSA Para el diseño de los adsorbedores del sistema PSA, cuyo procedimiento de cálculo es muy similar al explicado en la sección anterior, se han tomado los valores experimentales del artículo de J Yang y C-H Lee [52]. En base a los valores publicados en este artículo, se ha realizado el estudio y diseño de la columna industrial, pero asumiendo un diseño conservador en el que el adsorbedor está formado por un lecho multicapa de manera que los componentes son adsorbidos uno a uno y no simultáneamente como muestra el artículo. El diseño de la columna para este tipo de adsorción requeriría la resolución de un sistema de ecuaciones diferenciales en derivadas parciales, procedimiento que no se ha seguido por su complejidad, asumiendo un diseño más simple, pero, al mismo tiempo, conservador. Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 81 Al igual que en el caso del lecho con silica gel, al no disponer de datos experimentales que reproduzcan el caso industrial en un laboratorio, hay ciertos aspectos que no se han podido ajustar correctamente a la hora de hacer el escalado, como es el caudal másico superficial que no es exactamente igual en las dos escalas debido a que la presión y la temperatura son diferentes, si bien coinciden las composiciones de la corriente a la entrada del sistema PSA. También, y como en el caso anterior, se ha asumido un frente de onda con patrón constante, de manera que facilite los cálculos de los tiempos de ruptura y estequiométrico a partir de la curva de ruptura. Por último, se ha asumido que el CO y el N2 se adsorben a la vez y en la misma capa, al tener selectividades de adsorción similares, y se ha tratado como si fuesen un mismo componente cuya concentración en la mezcla es la suma de sus concentraciones individuales. Las Tabla 40 y 41 recogen los valores de presión y temperatura tanto del experimento como del proceso industrial. Tabla 40. Condiciones de operaciones del estudio experimental p (atm) 10 T (K) 300 Tabla 41. Condiciones de operaciones del caso industrial p (bar) 15 T (K) 308 Asimismo, la Tabla 42 recoge todos los datos del estudio experimental usados como referencia en el escalado. Tabla 42. Datos experimentales Qexp (L/min) Qexp (m3/s) Dexp (cm) Dexp (m) Aexp (m2) 8,6 0,000143333 3,71 0,0371 0,00108103 ρb, AC (g/cm3) ρb, AC (kg/m3) Lexp (cm) Lexp (m) 0,482 482 100 1 ρb,Z5A (g/cm3) ρb,Z5A (kg/m3) 0,764 764 82 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo En ambas pruebas experimentales, la adsorción se llevó a cabo en una columna de 1 m de longitud y de 3,71 cm de diámetro interno, por donde circulaba una corriente de 8,6 L/min a unas condiciones de presión y temperatura de 10 atm y 300 K, respectivamente. En cuanto la composición del gas empleado (en volumen) fue de 56,4% de hidrógeno, 26,6% de metano, 8,4% de monóxido de carbono, 5,5% de nitrógeno y 3,1% de dióxido de carbono. Con respecto a las curvas de ruptura obtenidas en el experimento, las Figuras 18 y 19 muestran curvas de ruptura en la adsorción multicomponente para cada adsorbente. Figura 18. Curva de ruptura para el carbón activo (AC) Figura 19. Curva de ruptura la zeolita 5A (Z5A) Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 83 La principal diferencia con respecto al diseño explicado en la sección anterior es que en él se utilizó un solo adsorbente mientras que en este caso se van a utilizar dos: carbón activo (AC) y Zeolita 5A (Z5A). Por lo tanto, para este diseño se calcula la altura de lecho necesaria para adsorber cada adsorbato en cada adsorbente, eligiendo posteriormente la mejor opción. El cálculo de los tiempos estequiométrico y de ruptura se han calculado interpolando en las respectivas tablas de C/CF frente al tiempo, asociando el punto de ruptura al momento en que la concentración de salida es un 0,1% de la concentración de la entrada, y el tiempo estequiométrico al momento en que la concentración de salida un 50%. En las tablas mostradas en el Anexo II: Curva de ruptura de los adsorbedores del sistema PSA aparecen los valores numéricos de las diferentes curvas de ruptura para cada adsorbato y cada adsorbente. De nuevo, al igual que en el caso anterior, los valores se han obtenido mediante interpolación lineal. Por último, haciendo uso de las ecuaciones (60) - (68), se obtienen los resultados relativos al diseño de las columnas de adsorción del sistema PSA, los cuales se muestran en las Tabla 43 y 44. Tabla 43. Resultados del diseño del lecho de AC AC mi, exp (kg/s) mi, ind (kg/s) ts,i (s) qs,i (kg/kg) tb,i (s) qb,i (kg/kg) qb,i/qs,i LUBi (m) Li (m) LAC (m) H2 6,57E-05 2,76 0 0 0 0 0 0 0 0 CH4 2,48E-04 10,40 455,47 0,212 386,30 0,18 0,85 0,15 3,32 3,48 CO2 7,95E-05 3,33 1281,36 0,19 1036,16 0,16 0,81 0,19 1,18 1,37 CO+N2 2,23E-05 9,51 297,24 0,13 256,99 0,11 0,86 0,13 5,09 5,23 Tabla 44. Resultados del diseño del lecho de Z5A Z5A mi, exp (kg/s) mi, ind (kg/s) ts,i (s) qs,i (kg/kg) tb,i (s) qb,i (kg/kg) qb,i/qs,i LUBi (m) Li (m) LZ5A (m) H2 6,57E-05 2,76 0 0 0 0 0 0 0 0 CH4 2,48E-04 10,40 297,55 0,09 222,93 0,07 0,75 0,25 5,09 5,34 CO2 7,95E-05 3,33 8097,67 0,80 7357,756 0,71 0,91 0,09 0,19 0,28 CO+N2 2,23E-05 9,51 263,78 0,07 221,89 0,06 0,84 0,16 5,74 5,90 Al proceder los datos de una adsorción multicomponente, la altura del lecho podría ser aquella correspondiente al adsorbato de menor tiempo de ruptura, lo que garantizaría la eliminación del resto de componentes. Según este diseño, sería de 5,229 m para el caso del adsorbente AC y de 5,899 m para el adsorbente Z5A. 84 Memoria de cálculo Memoria de cálculo Memoria de cálculo Sin embargo, atendiendo a un diseño conservador, se va a elegir el adsorbente más adecuado para eliminar cada adsorbato que, como se puede observar en las tablas anteriores, corresponde con Z5A para el dióxido de carbono y AC el metano y la mezcla de monóxido de carbono y nitrógeno. Por lo tanto, según este criterio, la altura total de lecho sería la suma de las alturas requeridas para adsorber cada uno de los componentes como si se adsorbieran individualmente. Los resultados quedan recogidos en la Tabla 45, donde también aparece el diámetro del lecho requerido que ha sido obtenido tras aplicar las ecuaciones (61) - (63) con los valores de este equipo. Tabla 45. Diámetro y longitud de los lechos industriales Ltot (m) 8,99 Dind (m) 6,33 85 5 REFERENCIAS [1] L. 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Available: http://www.revistapq.com/es/notices/2019/06/hidrogeno-el-futuro-de-la-energia- 92 93 ANEXO I: CURVA DE RUPTURA DEL ADSORBEDOR DE SILICA GEL t (h) C/CF 0,613 0,000 2,594 0,000 5,142 0,000 5,566 0,000 5,708 0,003 5,943 0,012 6,132 0,021 6,274 0,038 6,415 0,056 6,557 0,082 6,651 0,100 6,792 0,129 6,934 0,165 7,123 0,197 7,311 0,229 7,547 0,297 7,689 0,329 7,830 0,376 7,972 0,421 8,208 0,506 8,443 0,597 8,585 0,650 8,679 0,685 8,774 0,718 8,868 0,738 9,104 0,779 9,198 0,791 9,387 0,806 9,670 0,824 10,000 0,829 10,377 0,838 10,613 0,838 10,755 0,838 10,991 0,838 94 ANEXO II: CURVA DE RUPTURA DE LOS ADSORBEDORES DEL SISTEMA PSA 5.1 Carbón activo CH4 CO2 CO+N2 t (s) C/CF t (s) C/CF t (s) C/CF 110,203 0,000 110,110 0,000 110,203 0,000 203,244 0,000 439,122 0,000 121,447 0,000 230,605 0,000 729,656 0,000 131,263 0,000 254,134 0,000 1035,641 0,000 141,873 0,000 308,639 0,000 1150,367 0,702 151,857 0,000 385,921 0,000 1255,623 1,404 162,544 0,000 433,641 3,529 1358,563 2,105 173,983 0,000 455,227 13,725 1457,129 2,456 184,426 0,000 464,159 20,784 1562,847 2,646 199,332 0,000 473,266 24,314 1661,622 2,807 211,298 0,000 487,263 25,882 1782,176 3,158 217,547 0,000 506,572 26,667 1878,297 3,158 228,376 0,000 526,646 27,059 244,448 0,000 569,212 27,843 256,615 0,000 639,598 27,843 269,389 0,784 277,356 1,961 285,559 3,922 296,875 11,373 308,639 17,647 327,166 21,176 340,130 21,961 360,547 22,353 374,835 23,137 389,688 23,137 405,130 23,137 425,297 23,137 Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 95 5.2 Zeolita 5A CH4 CO2 CO+N2 t (s) C/CF t (s) C/CF t (s) C/CF 101,287 0,000 2576,980 0,000 101,287 0,000 199,526 0,000 3593,814 0,000 199,526 0,000 221,027 0,000 6989,473 0,000 221,027 0,000 244,844 0,385 7356,423 0,000 238,659 0,385 274,719 2,308 7547,060 0,385 261,016 6,923 281,838 5,000 7742,637 0,769 271,227 16,154 292,864 11,923 8045,547 1,154 281,838 18,846 304,322 20,385 8254,042 1,923 287,335 18,846 312,208 25,769 8576,959 2,692 324,423 28,846 9027,252 2,692 332,830 30,000 9747,402 2,692 345,851 30,385 350,303 30,769 359,381 30,769 388,051 30,769 373,441 30,769 96 ANEXO III: TABLAS DE TECNOLOGÍA ENERGÉTICA (18/19, GIQ-US) Purificación de hidrógeno mediante un sistema PSA 97 98 Anexo III: Tablas de Tecnología Energética (18/19, GIQ-US) Anexo III: Tablas de Tecnología Energética (18/19, GIQ-US) Anexo III: Tablas de Tecnología Energética (18/19, GIQ-US)