Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil

Equation Chapter 1 Section 1 Trabajo Fin de Grado Grado en Ingeniería de Tecnologías Industriales Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil Dpto. de Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Autor: David Berdonces Encinas Tutor: Francisco Javier Gutiérrez Ortiz Sevilla, 2024 ii iii Trabajo de Fin de Grado Ingeniería de Tecnologías Industriales Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil Autor: David Berdonces Encinas Tutor: Francisco Javier Gutiérrez Ortiz Catedrático de Universidad Dpto. de Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 2024 iv v Trabajo Fin de Grado: Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil Autor: David Berdonces Encinas 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: En Sevilla, a 9 de septiembre de 2024 El Secretario del Tribunal vi vii A mi familia A mis maestros viii ix Agradecimientos Me gustaría dar las gracias a mi familia, en especial a mis padres, que me han apoyado y ha estado siempre ahí animándome durante toda la carrera. También quiero agradecer a mi tutor, Francisco Javier, por todo lo que me ha ayudado a la hora de realizar este trabajo, que pese a todos los problemas que hemos tenido, siempre ha estado dispuesto a solucionar todas las dudas que he tenido y por la dedicación y paciencia que ha tenido con este TFG. xvi ANEXO I. CÁLCULOS REALIZADO EN EXCEL PARA EL DIMENSIONAMIENTO DEL REACTOR 49 ANEXO II. CÓDIGO EES PARA EL CÁLCULO DE LOS INTERCAMBIADORES 55 ANEXO III. SISTEMA PSA 67 ANEXO IV. CÁLCULOS REALIZADOS EN EXCEL PARA EL DIMENSIONAMIENTO DE LA PSA 69 ANEXO V. FICHA TÉCNICA DE LA BOMBA 4DX03ELR 73 ANEXO VI. FICHA TÉCNICA DEL COMPRESOR 75 xvii Índice de Tablas Tabla 2- 1. Uso directo del bio-oil de pirólisis [4] 5 Tabla 2- 2. Comparación de las propiedades del combustible obtenido de la pirólisis, petróleo crudo, fueloil pesado, el diésel y la gasolina [4]. 6 Tabla 2- 3. Comparación de los distintos métodos de mejora del biocombustible [8]. 7 Tabla 2- 4. Conversión catalítica de varios aceites vegetales en bio-oil [11] 8 Tabla 2- 5. Catalizadores estudiados para la HDO de bio-oil [4]. 12 Tabla 3- 1.Caudales y composiciones de las corrientes del proceso para el anisol 19 Tabla 3- 1.(cont) Caudales y composiciones de las corrientes del proceso para el anisol 19 Tabla 3- 2. Balance global del proceso 20 Tabla 3- 3. Composición del bio-oil mejorado obtenido del anisol y el UCO para ambas alimentaciones de 50 kg/h 20 Tabla 3- 4. Propiedades inertes [20]. 21 Tabla 3- 5. Datos de las corrientes de E-101 23 Tabla 3- 6. Datos de las corrientes de E-102 23 Tabla 3- 7. Datos de las corrientes de E-103 23 Tabla 3- 8.Datos de las corrientes de salida del separador S-101 24 Tabla 3- 9.Parámetros calculados para el decantador S-102 24 Tabla 3- 10. Datos de las corrientes para el anisol y UCO 25 Tabla 4- 1. Propiedades de las corrientes de entrada al reactor 30 Tabla 4- 2. Datos del diseño del reactor R-101 32 Tabla 4- 3.Propiedades para el cálculo de la presión [25] 33 Tabla 4- 4. Obtención de la pérdida de carga en el reactor para una alimentación de 50𝑘𝑔ℎ de anisol33 Tabla 4- 5. Datos de las corrientes y calor intercambiado 35 Tabla 4- 6. Datos de las dimensiones del intercambiador E-101 36 Tabla 4- 7. Datos de las corrientes y calor intercambiado 37 Tabla 4- 8. Datos de las dimensiones del intercambiador E-102 37 Tabla 4- 9.Datos de las corrientes y calor intercambiado 37 Tabla 4- 10. Datos de las dimensiones del intercambiador E-103 37 Tabla 4- 11.Parámetros y dimensión del separador S-101 39 Tabla 4- 12.Parámetros obtenidos para el diseño del separador S-102 40 Tabla 4- 13. Parámetros de la PSA 42 Tabla 4- 14. Masa de impurezas a la entrada de la PSA. 42 xviii Tabla 4- 15. Cantidad de impurezas adsorbidas. 42 Tabla 4- 16. Resultados de volumen lechos adsorbentes obtenidos 43 Tabla 4- 17. Parámetros de diseño de la torre de refrigeración T-101 45 Tabla A3- 1. Configuración de las distintas PSA 68 Tabla A3- 2. Especificaciones de las diversas PSA 68 Tabla A5- 1.Tabla de especificaciones de la bomba 4DX03ELR 73 Tabla A5- 2 Requisitos de potencia de la bomba 4DX03ELR 74 Tabla A5- 3.Piezas numeradas de la bomba 4DX03ELR 74 Tabla A6- 1. Ficha técnica del compresor HPC-H5 75 xix Índice de Figuras Figura 2- 1. Tendencia de la demanda de petróleo en millones de barriles por día 3 Figura 2- 2. Publicaciones por año de pirolisis, desoxigenación, hidrodesoxigenación y FT para la producción de biocombustible [1] 4 Figura 2- 3. Generaciones de biocombustibles [2] 4 Figura 2- 4. Selectividades de los productos de la HDO de guaiacol respecto de la presión [10] 9 Figura 2- 5. Ruta de la reacción de la HDO del anisol utilizando un catalizador de níquel y alúmina [13]10 Figura 2- 6. Ventajas y desventajas de los distintos tipos de catalizadores [12]. 11 Figura 2- 7. a) reactor de lecho fijo y b) reactor de lecho en ebullición [8]. 12 Figura 3- 1. Diagrama de bloques del proceso HDO 17 Figura 3- 2. Diagrama de flujo del proceso de la instalación. 18 Figura 3- 3. Reactor de lecho fijo HDO (a) y disposición de los lechos (b) 21 Figura 3- 4:Esquema de una torre de relleno 26 Figura 3- 6. Bomba de desplazamiento positivo para la alimentación de bio-oil. 27 Figura 3- 7.Compresor seleccionado para la recirculación de hidrógeno 28 Figura 4- 1. Sección trasversal del reactor aislado 31 Figura 4- 2. Dimensiones de cada adsorbedor 44 Figura 4- 3.Corrientes del horno 46 Figura A3- 1. Distintos tipos de PSA 67 Figura A5- 1 Plano de despiece de la bomba 4DX03ELR 74 1 1. Objetivos y Alcance ste trabajo tiene como objetivo diseñar una instalación experimental de hidrodesoxigenación para mejorar las características del bio-oil que se obtiene en un proceso termoquímico previo como puede ser la pirólisis o la hidrolicuefacción de biomasa, de modo que reduzca el contenido en oxígeno y el bio-oil así tratado pueda ser considerado como biocombustible crudo o bruto. El alcance engloba el diseño conceptual del proceso, la descripción de la instalación y el dimensionamiento y obtención de las especificaciones técnicas de los equipos principales, como son el reactor de hidrodesoxigenación, los intercambiadores de calor, los separadores, el sistema PSA, el horno de proceso, una torre de refrigeración y las máquinas de impulsión requeridas en las líneas de proceso. El reactor de hidrodesoxigenación será un reactor de flujo continuo que se diseñará principalmente para una entrada de anisol, que es un compuesto modelo de bio-oil obtenido a partir de lignina y también de aceite de cocina usado. Se ha elegido este producto debido a que es un material fácilmente adquirible y que presenta buenas propiedades para su transformación en combustible para el sector de la aviación. Los intercambiadores de calor son de carcasa y tubo. Se han diseñado tres intercambiadores, uno para precalentar la alimentación, otro para enfriar los productos de salida del reactor y el último para enfriar los gases de combustión que saldrán a la atmosfera. También se ha diseñado la capa de aislante que será necesaria para el reactor y los intercambiadores. La instalación incluye también de dos separadores, el primero es un separador líquido-gas y servirá para separar la fase orgánica de la gaseosa y el segundo servirá para separar el agua del bio-oil. Se dispondrá una PSA en la corriente de salida gaseosa del primer separador para poder recircular el hidrógeno en exceso y se usará el off-gas en un horno para terminar de calentar la corriente de alimentación. Se instalará una torre de refrigeración para poder tener un circuito cerrado de agua de enfriamiento en el segundo intercambiador y el tercero utilizará agua sanitaria que se calentará y será enviada al resto de las instalaciones del laboratorio para su uso. Queda fuera del alcance del TFG la instrumentación y control de la planta, las máquinas de impulsión de las líneas auxiliares, los depósitos de almacenamiento, el diseño de las tuberías y la estimación económica de su implantación, así como los detalles propios de la ingeniería de detalle mecánico y eléctrico. E 3 2. Introducción 2.1. Situación actual de los combustibles n las últimas décadas, el consumo masivo de combustibles fósiles y el encarecimiento de los recursos energéticos unidos al problema del cambio climático ha estimulado la investigación de diferentes alternativas para obtener mejores fuentes de energía, destacando los biocombustibles procedentes de la biomasa, los cuales tienen bajo impacto ambiental y permiten contribuir a un uso de los recursos más sostenible. En la actualidad, los combustibles fósiles son la principal fuente de energía, proporcionando un 84% del consumo mundial [1]. El uso de estos combustibles genera el 44% del total de las emisiones de CO2 y es la causa principal del aumento de la temperatura global [1]. Como se observa en la Figura 2-1, se ha estimado que el consumo de petróleo irá en aumento hasta llegar al máximo alrededor del año 2035 y posteriormente irá disminuyendo hasta 2100. En la COP28 celebrada en diciembre de 2023, los ministros de Energía de los países del G7 firmaron un acuerdo para poner fin al uso de las centrales eléctricas de carbón sin captura de CO2 entre 2030 y 2035, con un margen de maniobra ofrecido a los países muy dependientes del carbón. Para poder suplir la demanda de combustible fósil y hacer la transición total hacia los biocombustibles, en los últimos años se ha incrementado la actividad investigadora para encontrar y optimizar nuevos procesos en la elaboración de biocombustible, como se muestra en la Figura 2-2. Figura 2- 1. Tendencia de la demanda de petróleo en millones de barriles por día (https://www.weforum.org/agenda/2016/04/demand-for-oil-will-peak-in-2030-says-research/) Los biocombustibles son combustibles derivados de fuentes biológicas como plantas, animales, microorganismos, etc., los cuales se caracterizan por ser biodegradables, no tóxicos y seguros para el medio ambiente [2]. E Introducción 4 Se distinguen cuatro generaciones de biocombustibles dependiendo de la procedencia de la biomasa utilizada: los biocombustibles de primera generación se derivan de materiales comestibles, tienen un coste eficiente y no requieren pretratamientos, pero obligan a usar una gran superficie de tierra y uso de agua. Los biocombustibles de segunda generación se derivan de materiales no comestibles como los residuos agrícolas y forestales y cultivos de algas destinados a biocombustibles. Los de tercera generación incluyen los derivados de biomasa acuática como las algas, y los de cuarta generación se derivan de plantas y microorganismos modificados genéticamente. Las tecnologías y los productos finales son diferentes para cada caso ya que las propiedades de alimentación y los parámetros de funcionamiento difieren en cada caso [3]. En la Figura 2-3 se puede observar un resumen gráfico de las cuatro generaciones de biocombustibles. Figura 2- 2. Publicaciones por año de pirolisis, desoxigenación, hidrodesoxigenación y FT para la producción de biocombustible [1] Figura 2- 3. Generaciones de biocombustibles [2] 5 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil 2.2. Procesos para la obtención de bio-oil La biomasa se puede convertir en biocombustibles sólidos, líquidos o gaseosos. Entre estos últimos se encuentran el biogás y el gas de síntesis, mientras que los biocombustibles líquidos están compuestos por bioetanol, biodiésel, gasolina (𝐶8−𝐶10), combustible de aviones (𝐶10 −𝐶16), diésel verde (𝐶12 −𝐶20) y bioéter. El biocombustible sólido suele ser un biochar [4]. Los procesos de conversión de biomasa incluyen métodos bioquímicos (hidrólisis enzimática, fermentación alcohólica, digestión anaeróbica, etc.) y tecnologías de procesamiento termoquímico (gasificación, licuefacción hidrotérmica, pirólisis, etc.). La mayoría de las tecnologías de conversión termoquímica requieren temperaturas superiores a 200 ºC y presiones mayores que 50 bar, consiguiéndose conversiones más rápidas en comparación con los procesos biológicos [5]. Entre las diferentes rutas de conversión termoquímica, la pirólisis y la licuefacción permiten obtener biocombustibles líquidos, que es el producto que se persigue en este trabajo. Por ello, se darán algunos detalles de estos dos procesos. 2.2.1 Pirólisis La pirólisis es un proceso en el que se descomponen materiales orgánicos en moléculas más pequeñas en ausencia de oxígeno, pudiéndose convertir diversos materiales de desecho, biomasa y plásticos en biocombustibles, productos químicos y carbón activo. Como se puede observar en la Tabla 2-1, el bio-oil obtenido se destina a diferentes aplicaciones tales como la generación de energía y el transporte. Los tres tipos de pirólisis que se utilizan para la producción de combustibles son la pirólisis lenta, la pirólisis rápida y la pirólisis asistida por microondas. La pirólisis lenta ocurre en el rango de temperaturas de 300 a 500 ºC. El proceso es relativamente lento, suele tardar varias horas y la velocidad de calentamiento es relativamente baja. La distribución de productos en este tipo de pirólisis es de 35% de carbón, 27% de bio-oil, 26% de gas y 12% de inquemados, por lo que este proceso se suele usar más para obtener biochar (producto sólido), por lo que no es una tecnología empleada para la producción de combustible de aviación como sí lo es el bio-oil, que es el producto líquido deseado que posteriormente se tratará para mejorarlo y usarlo como combustible en dicho sector [6]. La pirólisis rápida es el método más comúnmente utilizado para producir biocombustible a partir de fuentes biológicas renovables o plásticos, produciendo principalmente un producto líquido o bio-oil en poco tiempo. El producto obtenido está compuesto de un 28% de carbón, 48% de bio-oil, 11% de gas y un de 13% de inquemados [7]. El rango de temperaturas es de 400 a 800 ºC, la velocidad de calentamiento es relativamente alta y el proceso generalmente se completa en unos pocos segundos [6]. Para obtener una mayor proporción de gases como producto de la pirólisis convencional, el proceso tendría que realizarse a temperaturas aún más elevadas, cercanas a los 800 ºC [7]. Otro método de pirólisis que está siendo investigado es la pirólisis asistida por microondas, debido a su potencial para producir un bio-oil de alto valor y otros productos valiosos. En comparación con los métodos de pirólisis convencionales, la pirólisis por microondas ofrece algunas ventajas, como tiempos de procesamiento más rápidos y mayores rendimientos de productos líquidos Algunas desventajas de la pirólisis por microondas son el calentamiento deficiente, las pérdidas de energía por microondas y la baja calidad del bio-oil [4]. En términos de composición, el bio-oil de pirólisis rápida genera un producto líquido que puede ser utilizado como combustible para aviones una vez acondicionado. La pirólisis rápida da como resultado un mayor rendimiento de productos orgánicos líquidos con grupos metoxilo y carbonilo reducidos en comparación con la pirólisis lenta [6]. Tabla 2- 1. Uso directo del bio-oil de pirólisis [4] Introducción 12 Tabla 2- 5. Catalizadores estudiados para la HDO de bio-oil [4]. 2.4.4 Tipos de reactor Los equipos más comunes en el proceso de HDO incluyen un reactor de lecho fijo o batch a escala de laboratorio. Los lechos fijos, lechos burbujeantes, móviles y fluidizados son los que tienen mayor potencial para la aplicación a escala industrial. La tecnología de lecho fijo está relativamente avanzada. Dentro del reactor, los componentes principales son el difusor de entrada, el distribuidor de gas-líquido, el lecho, el soporte del catalizador y el redistribuidor de líquido (Fig. 2-7 a). Por un lado, hay una gran cantidad de catalizador en el lecho fijo y es probable que se produzca deposición de carbono durante la HDO, por lo que tiene requisitos más estrictos para la forma y resistencia del catalizador. Por otro lado, el distribuidor de gas-líquido y el soporte del catalizador dan como resultado una distribución desigual. En comparación con otras tecnologías, tiene bajo coste de inversión y es fácil de operar. Sin embargo, tiene desventajas como una baja conversión, las condiciones más severas, una gran caída de presión del sistema, un ciclo operativo corto (12 a 15 meses) y la fácil coquización. Generalmente, es necesario diseñar una protección para el lecho fijo [8]. Figura 2- 7. a) reactor de lecho fijo y b) reactor de lecho en ebullición [8]. 13 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil Los lechos burbujeantes , como el de la Figura 2-7 b, son reactores donde existen al mismo tiempo gases, líquidos y sólidos. Estos suelen tener una transferencia de calor superior al resto, pero la separación de las tres fases es difícil. Las fases afectan directamente el tamaño, el sistema y el almacenamiento del catalizador, la eficiencia de la transferencia de calor y masa y las dificultades de fabricación y operación [8]. En comparación con el lecho fijo, el lecho en ebullición tiene un calentamiento uniforme y un funcionamiento flexible con difícil coquización. El lecho fluidizado ha recibido amplia atención debido a su alta tasa de conversión, pero su alta dispersabilidad y la necesidad de catalizadores de alta actividad son algunos de los inconvenientes que presentan. El lecho móvil se utiliza principalmente para el pretratamiento antes del hidrotratamiento. Una vez terminado el proceso, la corriente del producto se enfría, se lleva a una unidad de separación gas-líquido para eliminar los gases producidos durante la reacción y poder recuperar el hidrógeno en exceso. En la corriente líquida se separa el agua obtenida de la fase orgánica y esta a su vez se lleva a una columna para separar los distintos fraccionamientos del bio-oil producido. Introducción 14 15 3. Memoria Descriptiva n este capítulo se va a describir la instalación experimental y los diversos equipos que la componen, incluyendo las dimensiones de los equipos y las condiciones de las corrientes. 3.1. Descripción del proceso y sus etapas La instalación experimental consta de varios equipos: un tanque de almacenamiento de la alimentación, una bomba de impulsión del bio-oil, un bloque de botellas de 50 litros de hidrógeno a 300 bar de presión, un intercambiador de calor para calentar la alimentación, un calentador para la corriente de hidrógeno, un reactor de lecho fijo, un intercambiador para enfriar la corriente de productos usando agua de refrigeración un intercambiador de calor con agua para enfriar los gases de combustión, un separador de fases para separar la fase gas y líquida del producto y otro para separar el agua del bio-oil, un sistema PSA para recuperar el hidrógeno sobrante de la reacción, una torre de refrigeración, un horno de proceso para terminar de calentar la corriente de entrada de bio-oil, un compresor para la recirculación del hidrógeno recuperado y un depósito para almacenar el biocrudo mejorado. Se han utilizado tres alimentaciones diferentes para diseñar el reactor HDO y el resto de los equipos, para conseguir una configuración de planta más flexible. La primera es anisol [14], un compuesto modelo del biooil, con el objeto de comprobar la efectividad de los diversos catalizadores y los efectos de las principales variables de operación del proceso. Las otras dos alimentaciones utilizadas son el aceite de cocina usado (UCO) debido a que se han realizado diversos estudios y tiene un gran potencial en su uso como bio-combustible para aviones [15] y la fracción orgánica de bio-oil de pirólisis de biomasa procedente de desechos de madera [16]. Aunque el UCO no es un bio-oil propiamente dicho, se ha incluido como posible alimentación en este TFG porque se presenta como una alternativa rentable y respetuosa con el medio ambiente. Ampliamente disponible en todo el mundo, el UCO es un recurso de fácil acceso y a menudo más viable económicamente que los aceites vegetales puros. No sólo tiene el potencial de reducir sustancialmente los gastos de fabricación, sino que también ofrece una solución sostenible para abordar las repercusiones ambientales asociadas con el vertido de aceites en sistemas de drenaje [15]. Con la HDO de bio-oil de pirólisis a partir de biomasa lignocelulósica se obtienen productos intermedios que tienen propiedades similares a los productos intermedios de origen fósil, por lo que se pueden incorporarse como alimentación en la refinería para la producción de combustibles híbridos [16]. Las condiciones de operación del reactor HDO suelen ser temperaturas de 350 a 410 ºC y presiones de 40 a 70 bar, dependiendo de la alimentación y el catalizador utilizado. Se han realizado experimentos a temperaturas y presiones más bajas, consiguiendo disminuir el coste de fabricación y operación de algunos equipos, pero la conversión de los productos empeora. La alimentación se transformará en una serie de productos dentro del reactor, que estarán en fase gas (hidrógeno, metano y CO2 principalmente) y en fase líquida formada por agua y bio-oil mejorado. Para este trabajo, las tres alimentaciones elegidas operarán a una temperatura de 350ºC, una presión de 40 bar y el catalizador elegido para las tres es NiMo/Alúmina, ya que es un catalizador ampliamente utilizado en la industria [15]. Se utilizarán 50 kg/h de alimentación tanto para el anisol cómo para el UCO, necesitando un caudal de hidrógeno de 4,66 kg/h y 1,32 kg/h respectivamente. Teniendo en cuenta que con el sistema PSA se consiguen devolver 1,55 kg/h para el caso del anisol, se estima que se necesitarán 20 botellas de hidrógeno de 50 L (B50) y 300 bar si la instalación está operativa ocho horas al día. E Memoria Descriptiva 16 En el caso del anisol, para calentar el hidrógeno se utilizará un calentador eléctrico que consumirá una potencia de 6,04 kW para aumentar la temperatura de esta corriente hasta 350 ºC, mientras que, si se utiliza UCO como alimentación, la potencia consumida será de 1,70 kW. Para calentar la corriente líquida de bio-oil, se ha diseñado un intercambiador de calor en el que se utilizará la corriente de salida del reactor. De esta forma, se aprovechará el calor de la corriente de los productos para calentar el bio-oil de entrada, y a la vez, se enfriará la corriente que se dirige hacia el separador. Con esta disposición, la corriente de bio-oil se calienta hasta 200 ºC, por lo que se colocará un horno de proceso para que la corriente de proceso alcance una temperatura de hasta 350 ºC. Para este equipo, se usará como combustible la corriente de off-gas obtenida tras la separación y la extracción del hidrógeno en la PSA, por lo que está formado en su mayoría por metano, CO2 y el hidrógeno que no se haya recuperado. Dependiendo de la alimentación usada, el porcentaje de dichos gases variará. Para el caso del anisol y el UCO, los gases estarán compuestos por metano, hidrógeno y CO2, mientras que para el bio-oil procedente de pirólisis aparte de los ya citados, hay pequeñas cantidades de etano, propano y butano. A la salida del reactor y después del primer intercambiador, se colocará otro intercambiador, que utilizará agua de enfriamiento, para bajar la temperatura de salida del producto hasta un valor de 36 ºC, que facilite y mejore la separación de las fases líquida y gas. El separador de fases opera a 36 ºC y a una presión de 40 a 70 bar, dependiendo de la alimentación utilizada, siendo el caso de este trabajo 40 bar. La fase líquida separada se lleva a un decantador o separador líquidolíquido para separar la fase acuosa del bio-oil mejorado. Luego, esta fase podría conducirse a una o varias torres de destilación para obtener distintos cortes del bio-oil, como gasolina, keroseno y diésel, que son los productos que se obtienen para el UCO y el bio-oil de pirólisis. Para el caso del anisol, los productos principales que se obtienen son benceno, tolueno y xileno. Tanto para el UCO como el bio-oil proveniente de pirólisis se obtienen como productos gasolina, keroseno y diésel. La fase gas se someterá a un proceso de adsorción por alternancia de presiones (PSA), para separar el metano, el CO2 y otros gases del hidrógeno. El off-gas obtenido de este proceso se utilizará en el horno para terminar de calentar la corriente de entrada de bio-oil a la temperatura deseada, y el hidrógeno recuperado se recirculará de nuevo en la planta. En la Figura 3-1 se muestra un diagrama de bloques del proceso completo, realizado con Lucidchart [17]. 17 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil Figura 3- 1. Diagrama de bloques del proceso HDO Para poner en funcionamiento esta instalación, hará falta una corriente de metano externo en el horno para calentar el bio-oil de entrada al reactor. Para la corriente de hidrógeno se usará un calentador eléctrico en todo momento. Durante el funcionamiento, el exceso de energía del gas de combustión se utilizará para calentar agua sanitaria y no para calentar el hidrógeno debido a la gran diferencia de caudales y energía de ambas corrientes. También se dispondrá un intercambiador de calor a la salida de los gases de combustión del horno, para disminuir la temperatura de salida hasta los 120 ºC. El fluido que se usará para esto es agua sanitaria, la cual se calentará hasta 80 ºC y se suministrará a una presión suficiente (2-3 bar) mediante una bomba, para que llegue al resto de instalaciones, y será almacenada en un tanque acumulador. Tanto esta bomba como el tanque asociado a esta línea auxiliar quedan fuera del alcance del TFG. En el diagrama de flujo de proceso mostrado en la Figura 3-2 (PFD), realizado en Microsoft Visio [18], se han representado los equipos de la instalación, identificados con un código, junto con las corrientes de entrada y salida del proceso. Memoria Descriptiva 18 Figura 3- 2. Diagrama de flujo del proceso de la instalación. El calentador eléctrico H-101 se encargará de aumentar la temperatura de la corriente de hidrógeno hasta la temperatura deseada, mientras que la bomba P-101 se utilizará para impulsar la alimentación a la presión necesaria. El reactor R-101 es de lecho fijo con entradas separadas para el bio-oil y el hidrógeno. Los intercambiadores de calor E-101, E-102 y E-103 son de carcasa y tubo. Estos intercambiadores se han diseñado mediante Aspen Hysys y EES. El horno F-101 permitirá calentar la corriente de bio-oil hasta la temperatura de reacción mientras que el intercambiador E-103 se utilizará para enfriar los gases de combustión y calentar agua sanitaria. El separador líquido-gas S-101 se encargará de separar la fase gaseosa de la liquida de la corriente de los productos, y a continuación el separador líquido-líquido S-102 separará el bio-oil de agua generada durante el proceso. La PSA se utilizará para poder recuperar el hidrógeno en exceso de la corriente gaseosa, y a su vez enviará el gas sobrante compuesto principalmente por metano hacia el horno F-101, donde se quemará junto con aire para terminar de calentar la corriente de alimentación hasta la temperatura deseada. Para retornar el hidrógeno excedente al reactor HDO se utilizará el compresor C-101. Como corriente de enfriamiento en los intercambiadores E-102 y E-103 se utilizará agua. En el equipo E-102 se utilizará una torre de refrigeración T-101 para poder enfriar el agua y así reutilizarla en el mismo equipo, mientras que en el intercambiador E-103 se utilizará agua sanitaria que una vez caliente se suministra al resto de instalaciones. En las Tablas 3-1 y 3-2 se muestran las condiciones de cada corriente y la composición másica de cada una, 19 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil mientras que en la Tabla 3-2 se muestra el balance de materia global para la alimentación de anisol. En la Tabla 3-3 se pueden observar y comparar las composiciones del bio-oil mejorado obtenido tras el proceso tanto para la alimentación de anisol como para la de UCO. Tabla 3- 1.Caudales y composiciones de las corrientes del proceso para el anisol Corrientes 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 T ºC 25 25 200 350 25 350 350 236 36 36 36 36 P bar 1 40 40 40 40 40 40 40 40 40 40 40 Caudal Másico total kg/h 50 50 50 50 3,1 4,66 54,66 54,66 54,66 47,5 39,5 8,03 Caudal másico para cada sustancia Anisol 50 50 50 50 - - 0,17 0,17 0,17 0,17 0,17 - kg/h H2 - - - - 3,1 4,66 1,72 1,72 1,72 - - - CH4 - - - - - - 5,05 5,05 5,05 - - - H2O - - - - - - 8,03 8,03 8,03 8,03 - 8,03 Benceno - - - - - - 27,08 27,08 27,08 27,1 27,1 - Tolueno - - - - - - 10 10 10 10 10 - Xileno - - - - - - 2,59 2,59 2,59 2,59 2,59 - N2 - - - - - - - - - - - - O2 - - - - - - - - - - - - CO2 - - - - - - - - - - - - Tabla 3- 1 (cont.). Caudales y composiciones de las corrientes del proceso para el anisol Corrientes 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 T ºC 36 36 36 36 36 25 424 120 25 80 25 40 P bar 40 12 1 1 1 1 1 1 5 5 1 1 Caudal Másico total kg/h 6,77 1,55 5,22 4,58 0,47 9,83 9,78 9,78 15,8 15,8 425 424,5 Caudal másico para cada sustancia Anisol - - - - - - - - - - - kg/h H2 1,72 1,55 0,17 0,07 0,11 - - - - - - - CH4 5,05 - 5,05 4,51 0,36 - - - - - - - H2O - - - - - - 1,08 1,08 15,8 15,8 425 424,5 Benceno - - - - - - - - - - - - Tolueno - - - - - - - - - - - - Xileno - - - - - - - - - - - - N2 - - - - - 7,76 7,03 7,03 - - - - O2 - - - - - 2,07 0,32 0,32 - - - - CO2 - - - - - - 1,32 1,32 - - - - Memoria Descriptiva 20 Tabla 3- 2. Balance global del proceso Temperatura Presión Caudal masico Producto Producto Corrientes ºC bar kg/h entrada salida 1 25 1 50 anisol - 5 25 40 3,1 hidrogeno - 18 25 1 9,83 aire horno - 11 36 40 39,48 - bio-oil 12 36 40 8,03 - agua 16 36 1 4,58 - gas psa 20 120 1 9,78 - gases Tabla 3- 3. Composición del bio-oil mejorado obtenido del anisol y el UCO para ambas alimentaciones de 50 kg/h Alimentación anisol Alimentación UCO Corriente 11 kg/h Corriente 11 kg/h Benceno 27,08 Gasolina 0,63 Tolueno 10 Diesel 4,79 Xileno 2,25 keroseno 33,33 Anisol 0,17 UCO 6,65 total= 39,5 total= 45,40 3.2. Equipos principales 3.2.1 Reactor catalítico HDO, R-101 El reactor es el equipo más importante de la instalación en el que los reactivos, alimentación e hidrógeno, se ponen en contacto a alta presión y temperatura para dexoigenar la alimentación líquida. El producto de reacción saldrá del reactor como una mezcla bifásica: una fase gaseosa y otra líquida. La fase gaseosa servirá de combustible en una cámara de combustión, después de separar el hidrógeno para su reutilización en el reactor, mientras que la fase líquida deberá ser separada en una fase acuosa y en una mezcla de hidrocarburos (bio-oil desoxigenado). Se opera con exceso de 𝐻2 (𝑔), que se suministra mediante una serie de botellas a 300 bar. Al operar con exceso de 𝐻2 (𝑔), se puede alcanzar un rendimiento alto y minimizar la deposición de coque sobre el catalizador. Se ha elegido un reactor catalítico de lecho fijo ya que es el más implantado industrialmente en otros procesos de hidrotratamiento más extendidos, como la hidrodesulfuración. Su éxito se debe a que es una tecnología relativamente simple basado en un reactor adiabático porque las reacciones suelen ser ligeramente exotérmicas; en el caso de la HDO, en torno a 42,24 kJ/mol a 350 ºC [19]. Con ello, la temperatura se incrementará solo ligeramente a la salida. El reactor diseñado tiene forma cilíndrica vertical, y la entrada se realiza por la parte superior para asegurar una mejor distribución del gas y del líquido por todo el reactor. El reactor está constituido por un lecho catalítico y una serie de lechos de partículas inertes en la entrada y salida de este para mejorar la distribución del fluido y evitar que se creen caminos preferenciales [20]. En la Figura 3-3 a se muestra un esquema de este. En la Figura 3-3 b se muestra un dibujo con más detalle de la disposición de las partículas sólidas de relleno, aunque no se 21 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil muestre la entrada de la alimentación líquida. Figura 3- 3. Reactor de lecho fijo HDO (a) y disposición de los lechos (b) El líquido fluye en un régimen de goteo que moja la superficie externa del catalizador, pero deja un espacio disponible suficiente para el flujo de gas. El diseño se realiza considerando flujo simultáneo y descendente de líquido y de gas. Este tipo de reactores encuentra un amplio uso en la hidrogenación e hidrodesulfuración de fracciones pesadas de petróleo, por ejemplo. El objetivo es poner en contacto simultáneamente el gas (hidrógeno) y el líquido (bio-oil) sobre una superficie catalítica. La fase líquida suministra uno de los reactivos y también actúa como medio de transferencia entre la fase gaseosa y la fase catalítica sólida. La intención del diseño es que el líquido moje completamente el sólido ya que cualquier contacto directo la exposición del sólido a la fase gaseosa no contribuiría a la reacción [21]. El reactor de tipo trickle-bed tiene un diámetro relativamente grande y opera adiabáticamente, para que no surjan gradientes radiales. El material de construcción del reactor es acero inoxidable AISI 316. El gas entra en el reactor mediante un distribuidor-difusor que introduce el gas de manera uniforme en el reactor, además de este distribuidor-difusor se coloca una capa de esferas de material inerte, justamente sobre el lecho catalítico. El material inerte que se emplea en el ámbito industrial es un material cerámico (Tabla 3- 4). Tabla 3- 4. Propiedades inertes [20]. Material Cerámico Formas comerciales Esferas o pellets Densidad aparente (kg/m3) 1450 Peso específico 2,4 Máxima temperatura de uso (ºC) 950 Composición 38,1 % Al2O3 54,4 % SiO2 Dureza (Escala Mohs) 6,5 Tamaño de las esferas comerciales (pulgadas) 1/8, 1/4, 1/2, 3/4, 1 Memoria Descriptiva 28 Figura 3- 6.Compresor seleccionado para la recirculación de hidrógeno 3.2.10 Otros equipos En la planta harán falta al menos dos soplantes o boosters adicionales, el primero para impulsar la entrada de aire al horno de proceso, y el segundo será necesario en la torre de refrigeración. Igualmente, se requieren bombas de impulsión para el agua de refrigeración, el agua de reposición y el agua que se emplee com agua sanitaria. Estos equipos quedan fuera del alcance del TFG, al igual que los tanques de almacenamiento necesarios. También será necesario colocar un depósito para almacenar el off-gas proveniente de la PSA y que no se utilizará en el horno de proceso. Este subproducto se puede utilizar en otra parte de las instalaciones, debido a que es un gas mayoritariamente formado por metano. 29 4. Memoria de Cálculo n este capítulo se detallan los procedimientos de cálculo seguidos para diseñar los equipos principales. Se incluyen las ecuaciones utilizadas y los resultados obtenidos. Las herramientas utilizadas para el diseño han sido: Microsoft Excel, Engineering Equation Solver (EES) y Aspen Hysys. Los equipos principales que se han diseñado son: - Reactor, R-101. - Intercambiadores de calor, E-101, E-102 y E-103. - Separadores, S-101y S-102. - PSA - Torre de refrigeración, T-101 Todos los cálculos se han realizado con la ayuda del programa de resolución de ecuaciones EES, así como de Aspen Hysys y Microsoft Excel. Asimismo, los datos termodinámicos se han obtenido de las bases de datos de EES, y de Aspen Hysys. 4.1. Reactor catalítico HDO, R-101 En el diseño del reactor se ha supuesto lo siguiente: 1. Flujo en pistón del líquido, sin dispersión en la dirección radial. 2. No hay limitaciones de transferencia de masa o calor entre el gas y el líquido, ni entre el líquido y el catalizador sólido o dentro de las partículas de catalizador. 3. El líquido está completamente saturado con gas. 4. El calor liberado no incrementa significativamente la temperatura del lecho. 5. El reactivo gaseoso se halla en gran exceso. 6. Los gránulos de catalizador están completamente mojados de líquido. 7. La reacción ocurre sólo en la interfaz líquido-catalizador. 8. No se produce vaporización ni condensación. Para diseñar el reactor se ha supuesto un caudal superficial de líquido de 0,25 𝑘𝑔 𝑚2𝑠 [22], se ha estipulado una entrada de 50𝑘𝑔 ℎ de anisol con una conversión del 99,6% [13] y una relación molar entre la alimentación y el hidrógeno de 5, obteniendo por lo tanto 4,66𝑘𝑔 ℎ de hidrógeno de entrada en el reactor. Para el cálculo de la masa del catalizador de NiMo/alúmina, se ha elegido una velocidad espacial WHSV (Weight Hourly Space Velocity) = 1 𝑘𝑔 𝑑𝑒 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 𝑑𝑒 𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙/ℎ 𝑘𝑔 𝑑𝑒 𝑐𝑎𝑡𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜𝑟 . Para la alimentación de 50𝑘𝑔 ℎ UCO, el WHSV es 1,1 y la relación volumétrica entre hidrógeno /bio-oil de 400 𝑁𝑙 𝑙, con lo que se obtiene un caudal de entrada de hidrógeno de 1,31 kg/h. Se asumirá que la conversión del aceite de cocina será de un 86,7%.[15] E Memoria de Cálculo 30 Para la alimentación de 50𝑘𝑔 ℎ bio-oil de pirólisis, WHSV es 1,14 y la relación volumétrica hidrógeno/bio-oil de 843 𝑁𝑙 𝑙 , con lo que se obtiene un caudal inicial de hidrógeno de 2,04 kg/h, siendo este el mayor de las tres alimentaciones. En los tres casos, la temperatura y presión a la que operará el reactor serán de 350 ºC y 40 bar, respectivamente. En la Tabla 4-1 se muestran las propiedades de las corrientes de entrada para el anisol y para el UCO. Estos datos se han sacado de Aspen Hysys, utilizando ácido oléico como compuesto modelo del UCO. El bio-oil proveniente de pirólisis no se ha utilizado debido a la falta de información sobre sus compuestos. Tabla 4- 1. Propiedades de las corrientes de entrada al reactor Unidades Anisol UCO Temperatura C 350 350 Presión bar 40 40 Caudal másico kg/h 50 50 Caudal molar kmol/h 0,46 0,17 Capacidad calorífica másica kJ/kg-K 3,51 3,07 Capacidad calorífica molar kJ/kmol-K 379,53 867,62 Conductividad térmica W/m-K 0,04 0,07 Densidad kg/m3 538,74 662,69 Densidad molar kmol/m3 4,98 2,35 Viscosidad kg/s-m 4,88E-05 3,23E-04 Entalpía kJ/kg -492,83 -1955,87 Entalpía molar kJ/kmol -53294,13 -552470,44 Caudal volumétrico m3/h 0,09 0,07 A partir del caudal superficial y del caudal de entrada, se obtienen el área y el diámetro necesarios. Con la masa de catalizador y su densidad, se calcula el volumen necesario de lecho, y con el área calculada previamente, se puede obtener la altura total del lecho. A este valor habrá que sumarle las alturas de los lechos de material inerte dispuestos a la salida y entrada del reactor, así como el espesor de los soportes. Por tanto, el área del reactor se calcula mediante la ecuación (4-1): 𝑄𝑠𝑢𝑝𝑒𝑟𝑓𝑖𝑐𝑖𝑎𝑙(𝑘𝑔 𝑚2ℎ)=𝑄𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 𝐴𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟 ecuación 4- 1 siendo: - 𝑄𝑠𝑢𝑝𝑒𝑟𝑓𝑖𝑐𝑖𝑎𝑙 =900 𝑘𝑔 𝑚2ℎ - 𝑄𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎 =50𝑘𝑔 ℎ Se obtiene: - Área del reactor = 0,0556𝑚2 - Diámetro = 0,266 m Una vez obtenido el diámetro, se calcula el volumen de catalizador necesario, que se obtiene directamente ya que se conoce la masa de catalizador necesaria y su densidad: 31 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil 𝜌𝑐𝑎𝑡𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜𝑟(𝑘𝑔 𝑚3)=𝑚𝑐𝑎𝑡𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜𝑟 𝑉𝑙𝑒𝑐ℎ𝑜 ecuación 4- 2 obteniéndose un valor de 𝑉𝑙𝑒𝑐ℎ𝑜=0,055𝑚3 para 𝑚𝑐𝑎𝑡𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜𝑟 =50 𝑘𝑔 y 𝜌𝑐𝑎𝑡𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜𝑟 =900𝑘𝑔 𝑚3 Con el volumen del lecho y el área obtenida, se calcula la altura necesaria, obteniéndose un valor igual a 1 m. Como se ha explicado en la memoria descriptiva, se colocarán dos lechos de inerte, uno superior y otro inferior de 0,1905 m de altura cada uno. Los tres lechos están soportados por medio de unas rejillas con un espesor de 5 mm. Con estos datos, se obtiene para el lecho catalítico una masa de 50 kg, un diámetro de 0,266 m y una altura total de 1,4 m. La pared exterior del reactor sin aislamiento puede llegar a tener una temperatura media aproximada de 350 ºC. A esta temperatura no puede estar la pared exterior de un reactor por seguridad y, por ello, se debe calcular qué espesor de aislamiento se debe colocar en el reactor para que la temperatura exterior sea de aproximadamente 60 ºC. Para calcular el espesor del aislante se va realiza un balance de calor transmitido desde el interior del reactor hacia el exterior, de manera que en la pared exterior del aislamiento T3 (Figura 4-1), ya que el flujo de calor que llega a ese punto debe ser igual al flujo de calor que se propaga al medio. Figura 4- 1. Sección trasversal del reactor aislado 𝑇−333 𝑅𝑐𝑜𝑛𝑑𝑢𝑐𝑡𝑖𝑣𝑎𝑎𝑐𝑒𝑟𝑜+𝑅𝑐𝑜𝑛𝑑𝑢𝑐𝑡𝑖𝑣𝑎𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 =333−𝑇𝑎𝑚𝑏 𝑅𝑐𝑜𝑛𝑣𝑒𝑐𝑡𝑖𝑣𝑎+𝑅𝑟𝑎𝑑𝑖𝑎𝑛𝑡𝑒 ecuación 4- 3 donde: 𝑅𝑐𝑜𝑛𝑑𝑢𝑐𝑡𝑖𝑣𝑎 =ln(𝐷𝑜𝐷𝑖 ⁄ ) 2·π·k·L ecuación 4- 4 𝑅𝑐𝑜𝑛𝑣𝑒𝑐𝑡𝑖𝑣𝑎+𝑅𝑟𝑎𝑑𝑖𝑎𝑛𝑡𝑒=1 (hconv+hrad)·π·𝐷𝑖·L ecuación 4- 5 ℎ𝑟𝑎𝑑𝑖𝑎𝑛𝑡𝑒 =4·ε·σ·T𝑚 3 ecuación 4- 6 Memoria de Cálculo 32 Para el cálculo de D2 se ha tomado como referencia un tubo de acero inoxidable de la empresa ALINOX de diámetro externo de 10” con un espesor de 3,4 mm y capaz de soportar hasta 161 bar de presión [23]. El diámetro interior del reactor (D1) es 0,266 m y como el espesor es de 3,4 mm, el D2 = 0,2731 m. La conductividad térmica del acero inoxidable AISI 316 es 16,3 𝑊 𝑚·𝐾 y la capa de lana de roca 0,109 𝑊 𝑚·𝐾. El coeficiente de convección libre del aire a temperatura ambiente es aproximadamente 5 𝑊 𝐾·𝑚2. Para calcular la ℎ𝑟𝑎𝑑𝑖𝑎𝑛𝑡𝑒 se considera una emisividad de 0,05 (capa de aluminio). Siendo la constante de Stefan-Boltzmann σ = 5,67·10-8 𝑊 𝑚2·𝐾4, y considerando una temperatura ambiente de 298 K, se obtiene una Tm de 315,5 K, y un valor de 0,524 m para D3. Por tanto, hay que añadir una capa de aislante de 125 mm, y se instalará una placa doble de aislamiento de la marca Isover, modelo TECH Slab MT 3.1 con un espesor de 60 mm por placa [24]. Finalmente, las dimensiones totales del reactor, suma del lecho catalítico, los lechos inertes y el espesor para el aislamiento térmica, son una altura de 1,4 m y un diámetro de 0,53 m. En la Tabla 4-2 se resumen las dimensiones del reactor. Tabla 4- 2. Datos del diseño del reactor R-101 Lecho catalizador Altura 1 m rejilla 5,0E-03 m Lecho superior Espesor inerte 0,19 m rejilla 5,0E-03 m Lecho inferior Espesor inerte 0,19 m rejilla 5E-03 m Capa aislante 𝐷3 0,53 m Altura total 1,40 m Diámetro total 0,53 m Se ha realizado el cálculo de la caída de presión en el reactor que se muestra en las Tablas 4-3 y 4- 4. Para esto, se ha utilizado el método de V Specchia y G Baldi [25], adecuado para calcular las pérdidas en lechos fijos con dos fases en isocorriente. Dentro de este método, se ha seleccionado la fórmula que se utiliza para calcular la presión con una interacción pobre entre las dos fases. Aunque no es la más exacta, sirve para obtener una aproximación de la pérdida de carga en el reactor. La fórmula de Ergun se ha descartado debido a que solo aplica para reactores con una sola fase. 𝛿𝐿𝐺 =𝑘1[1−𝜀0(1−𝛽𝑆−𝛽𝐷0)]2 𝜀0 3(1−𝛽𝑆−𝛽𝐷0)3𝜇𝐺𝑣𝐺+𝑘21−𝜀0(1−𝛽𝑆−𝛽𝐷0) 𝜀0 3(1−𝛽𝑆−𝛽𝐷0)3𝜌𝐺𝑣𝐺 2 ecuación 4- 7 𝛽𝐷0=3,86(𝑅𝑒𝐿)0,545(𝐺𝑎)−0,42(𝑎𝑣𝐷𝑝 𝜀0)0,65 ecuación 4- 8 33 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil donde: - 𝑎0 es el área geométrica de empaquetamiento en 𝑚−1 - 𝐷𝑝 es el diámetro nominal de empaquetamiento en m - g es la aceleración de la gravedad en 𝑚 𝑠2 - Ga es el número de Galileo - 𝑘1 coeficiente en 𝑚−2 - 𝑘2 coeficiente en 𝑚−1 - 𝑅𝑒𝐿 es el nñumero de Reynolds del líquido - 𝑣𝐺 es la velocidad superficial del gas en 𝑚 𝑠 - 𝛽𝐷0 es la saturación dinámica del líquido cuando 𝑣𝐺=0 - 𝛽𝑆 es la saturación líquida estática - 𝛿𝐿𝐺 es la pérdida de carga bifásica en 𝑘𝑔 𝑚2𝑠2 - 𝜀0 es la porosidad del empaquetamiento en seco - 𝜇𝐺 es la es la viscosidad de la fase gaseosa en 𝑘𝑔 𝑚𝑠 - 𝜌𝐺 es la densidad de la fase gaseosa en 𝑘𝑔 𝑚3 Tabla 4- 3.Propiedades para el cálculo de la presión [25] a Tabla 4- 4. Obtención de la pérdida de carga en el reactor para una alimentación de 50 𝑘𝑔 ℎ de anisol Cálculo de la pérdida de carga Cálculo de 𝛽𝐷0  0,1 𝑅𝑒𝐿 7,949 𝜇𝐺 1,49E-05 kg/ms 𝜇𝐿 4,99E-05 kg/ms 𝑣𝑔 0,015 m/s 𝜌𝐿 556,29 kg/m3 𝜌𝑔 1,55 kg/m3 Ga 486.6741,73 𝛽𝑆 0,12 𝑎𝑣 600 m-1 𝛽𝑑 0,008 𝐷𝑃 1,6E-03 m k1 14.500.000 m-2 𝑣𝐿 4,5E-04 m/s k2 202 m-1 g 9,8 m/s2 𝛿𝐿𝐺 4.203,57 kg/m2s2 𝛽𝐷0 0,008 Memoria de Cálculo 34 Obteniendo un valor de 0,042 𝑏𝑎𝑟 𝑚. Por lo tanto, la pérdida de presión total en el reactor será de 0,05 bar, que es un valor bajo debido a la baja velocidad de circulación y al resto de características del lecho. 4.2. Intercambiadores de calor Se van a emplear un total de 3 intercambiadores de calor de carcasas y tubos para este proyecto. El procedimiento de cálculo seguido se desarrolla solo para el primero de estos equipos, porque en los otros dos se aplica el mismo método. 4.2.1 Intercambiador E-101 Para calcular el calor transferido en el equipo se ha utilizado la siguiente ecuación: 𝑄𝐼𝑁𝑇 =𝐴·𝑈·𝐹·𝐷𝑇𝐿𝑀 ecuación 4- 9 donde − A = Área de intercambio del intercambiador ( 𝑚2) − U = Coeficiente global de transferencia de calor (𝑊 𝑚2𝐾) − F = Factor corrector de la DTLM por disposición de flujo diferente a contracorriente puro. Para obtenerlo es necesario calcular dos parámetros adimensionales, R y P, que se calculan de la siguiente manera: 𝑅=𝑇𝐸𝐶−𝑇𝑆𝐶 𝑇𝑆𝐹−𝑇𝐸𝐹 ecuación 4- 10 𝑃=𝑇𝑆𝐹−𝑇𝐸𝐹 𝑇𝐸𝐶−𝑇𝐸𝐹 ecuación 4- 11 − DTLM = Diferencia de temperaturas media logarítmica (ºC). La disposición de los flujos es en contracorriente: 𝐷𝑇𝐿𝑀=𝑑𝑇𝐶−𝑑𝑇𝐹 ln(𝑑𝑇𝐶 𝑑𝑇𝐹) ecuación 4- 12 donde 𝑑𝑇𝐶 es la diferencia de temperaturas en el lado de entrada del fluido caliente y 𝑑𝑇𝐹 en el lado de entrada del fluido frío: 𝑑𝑇𝐶=𝑇𝐸𝐶 −𝑇𝑆𝐹 ecuación 4- 13 𝑑𝑇𝐹=𝑇𝑆𝐶 −𝑇𝐸𝐹 ecuación 4- 14 siendo: − 𝑇𝐸𝐶 = Temperatura de entrada del fluido caliente − 𝑇𝑆𝐹 = Temperatura de salida del fluido frío − 𝑇𝑆𝐶 = Temperatura de salida del fluido caliente − 𝑇𝐸𝐹 = Temperatura de entrada del fluido frío Aplicando un balance de energía entre el fluido frío y el fluido caliente se obtiene el calor que se transfiere asumiendo que no hay pérdidas de calor: 𝑄𝐼𝑁𝑇 =𝑚𝐶·𝑐𝑝𝐶·(𝑇𝐸𝐶−𝑇𝑆𝐶) ecuación 4- 15 𝑄𝐼𝑁𝑇 =𝑚𝑓·𝑐𝑝𝑓·(𝑇𝑆𝐹 −𝑇𝐸𝐹) ecuación 4- 16 siendo 𝑚𝐶 y 𝑚𝑓 los caudales másicos de los fluidos caliente y frío respectivamente (en 𝑘𝑔 𝑠); y 𝑐𝑝𝐶 y 𝑐𝑝𝑓 los calores específicos de ambos fluidos (en 𝑘𝐽 𝑘𝑔𝐾) a la temperatura promedio entre la entrada y salida. Los datos de las corrientes se muestran en la Tabla 4- 5. 35 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil Tabla 4- 5. Datos de las corrientes y calor intercambiado Intercambiador E-101 𝑚𝑓 50,4 kg/h 𝑚𝐶 54,0 kg/h 𝑇𝐸𝐹 25 ºC 𝑇𝑆𝐹 200 ºC 𝑇𝐸𝐶 350 ºC 𝑇𝑆𝐶 228,3 ºC 𝑐𝑝𝑓 1,89 kJ/kgK 𝑐𝑝𝐶 2,49 kJ/kgK 𝑄𝐼𝑁𝑇 4,60 kW Para el cálculo del coeficiente global de transferencia, se han calculado los coeficientes de película convectivos interno y externo de los fluidos, la resistencia conductiva a traves de los tubos y se ha incorporado el factor de ensuciamiento de cada fluido para sobredimensionar el intercambiador: 𝑈= 1 1 ℎ𝑜 + 𝑑𝑜 𝑑𝑖·ℎ𝑖 + 𝐹𝑠 + 𝑅𝑡𝑢𝑏𝑜 ecuación 4- 17 donde − 𝐹𝑠=𝐹𝑖+𝐹𝑜·𝑑𝑖 𝑑𝑜 ecuación 4- 18 − 𝑅𝑡𝑢𝑏𝑜=𝑑𝑖·𝐿𝑛(𝑑𝑜𝑑𝑖 ⁄) 2·𝑘𝑡𝑢𝑏𝑜 ecuación 4- 19 − 𝑘𝑡𝑢𝑏𝑜=17 𝑊 𝑚·𝐾 El cálculo del coeficiente convectivo interno se ha obtenido mediante el uso de correlaciones basadas los números adimensionales de Reynolds, Prandlt y Nusselt: 𝑅𝑒𝑖=𝑑𝑖·𝜌𝑖·𝑣𝑖 𝜇𝑖 ecuación 4- 20 𝑃𝑟𝑖=𝑐𝑝𝑖·𝜇𝑖 𝑘𝑖 ecuación 4- 21 𝑁𝑢𝑖=ℎ𝑖·𝑑𝑖 𝑘𝑖 ecuación 4- 22 𝑁𝑢𝑖=0,023·𝑅𝑒𝑖0,8 ·𝑃𝑟𝑖0,3 ecuación 4- 23 El cálculo del coeficiente convectivo externo se ha calculado de un modo similar, escogiendo un diámetro de carcasa de 4”, una separación entre bafles de un 20% de la longitud de tubos y una distancia entre tubos de 1”: 𝑅𝑒𝑜=𝑑𝑒𝑞·𝜌𝑜·𝑣𝑜 𝜇𝑜 ecuación 4- 24 𝑃𝑟𝑜=𝑐𝑝𝑜·𝜇𝑜 𝑘𝑜 ecuación 4- 25 𝑁𝑢𝑜=ℎ𝑜·𝑑𝑜 𝑘𝑜 ecuación 4- 26 𝑁𝑢𝑖=𝑗ℎ·𝑃𝑟𝑖0,3 ecuación 4- 27 𝑣𝑜=𝑚𝑜 𝜌𝑜·𝐴𝑓 ecuación 4- 28 𝐴𝑓=𝐵·𝐷𝑠𝑃𝑡−𝑑𝑜 𝑃𝑡 ecuación 4- 29 Memoria de Cálculo 36 𝑑𝑒𝑞 =𝐵·𝐷𝑠𝑃𝑡 2−𝜋·𝑑𝑜 2 4 𝜋·𝑑𝑜 ecuación 4- 30 𝑗ℎ=exp(𝐶1·𝐿𝑛(𝑅𝑒𝑜)2+𝐶2·𝐿𝑛(𝑅𝑒𝑜)+𝐶3) ecuación 4- 31 siendo: - B la separación entre bafles - 𝐷𝑠 el diámetro de carcasa - 𝑃𝑡 la separación entre tubos - 𝐴𝑓 el área de flujo del fluido del lado de la carcasa - 𝐶1,𝐶2,𝐶3 coeficientes para la disposición cuadrada de los tubos con una apertura de bafles del 15% Una vez calculado el calor intercambiado QINT, el coeficiente global U, el factor F y la diferencia de temperatura media logarítmica DTLM, se obtiene el área y la longitud del intercambiador mediante la ecuación 4-9 y la ecuación 4-32: 𝐴=𝜋·𝑑𝑜·𝐿𝑡·𝑛𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠·𝑛𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎𝑠 ecuación 4- 32 Para resolver el intercambiador deben usarse los datos de las corrientes (caudal, presión y temperatura) y sus propiedades a las temperaturas calóricas; estas propiedades han sido estimadas mediante Aspen Hysys. Los resultados se muestran en la Tabla 4-6. Tabla 4- 6. Datos de las dimensiones del intercambiador E-101 Intercambiador E-101 Área de transferencia 0,327 𝑚2 número de tubos 18 pasos por tubo 1 diámetro de tubo ext 12,7E-03 m diámetro de tubo int 7,0E-03 m diámetro de carcasa 0,1 m Longitud de tubo 0,455 m Para calcular el aislamiento del intercambiador, se han seguido los mismos pasos que los descritos en el apartado 4.1, suponiendo que la geometría del intercambiador es similar a la de un tubo de acero, y obteniéndose un diámetro de 0,23 m y un espesor de aislante de 0,058 m. Por lo tanto, se usará una placa de aislamiento de lana de roca de la marca Isover, modelo TECH Slab MT 3.1 con un espesor de 60 mm. 4.2.2. Intercambiador E-102 Para el diseño de este intercambiador, se han seguido los mismos pasos que para el anterior, y se han obtenido los datos mostrados en la Tablas 4-7 y 4-8. 37 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil Tabla 4- 7. Datos de las corrientes y calor intercambiado Intercambiador E-102 𝑚𝑓 424,5 kg/h 𝑚𝐶 54,66 kg/h 𝑇𝐸𝐹 25 ºC 𝑇𝑆𝐹 40 ºC 𝑇𝐸𝐶 228 ºC 𝑇𝑆𝐶 36 ºC 𝑐𝑝𝑓 4,2 kJ/kgK 𝑐𝑝𝐶 2,44 kJ/kgK 𝑄𝐼𝑁𝑇 7,14 kW Tabla 4- 8. Datos de las dimensiones del intercambiador E-102 Intercambiador E-102 Área de transferencia 0,296 𝑚2 número de tubos 26 pasos por tubo 2 diámetro de tubo ext 6,0E-03 m diámetro de tubo int 5,0E-03 m diámetro de carcasa 0,2 m Longitud de tubo 0,570 m 4.2.3. Intercambiador E-103 Para el diseño de este intercambiador, se han seguido los mismos pasos que para los anteriores, y se han obtenido los datos mostrados en la Tablas 4-9 y 4-10. Tabla 4- 9.Datos de las corrientes y calor intercambiado Intercambiador E-103 𝑚𝑓 15,80 kg/h 𝑚𝐶 9,78 kg/h 𝑇𝐸𝐹 25 ºC 𝑇𝑆𝐹 80 ºC 𝑇𝐸𝐶 414,3 ºC 𝑇𝑆𝐶 120 ºC 𝑐𝑝𝑓 4,20 kJ/kgK 𝑐𝑝𝐶 1,15 kJ/kgK 𝑄𝐼𝑁𝑇 1,01 kW Tabla 4- 10. Datos de las dimensiones del intercambiador E-103 Intercambiado E-103 Memoria de Cálculo 44 Figura 4- 2. Dimensiones de cada adsorbedor 4.6. Torre de refrigeración, T-101 Para el cálculo de la altura de la torre puede utilizarse un método aproximado, pero bastante exacto para números de Lewis iguales a 1 (mezcla agua-aire). Las ecuaciones de partida de este método son (operación adiabática): 𝐺𝑠𝑑𝑌′=𝑘𝑦𝑎𝑀𝑑𝑧(𝑌′𝑖−𝑌′) ecuación 4- 46 𝐺𝑠𝐶𝑠𝑑𝑡𝑔=ℎ𝑔𝑎𝑑𝑧(𝑡𝑖−𝑡𝑔) ecuación 4- 47 Sumándole a la ecuación 4-41 la ecuación 4-40 multiplicada por λ e imponiendo la ecuación 4-42, obtenemos la ecuación 4-43 y por último la ecuación 4-44: 𝐶𝑆=ℎ𝑔 𝐾𝑌 ecuación 4- 48 𝐺𝑠(𝐶𝑆𝑑𝑡𝑔+𝜆𝑑𝑌′)=𝑘𝑦𝑎(𝐻𝑖−𝐻) 𝑑𝑧 ecuación 4- 49 𝑧= 𝐺𝑆 𝑘𝑦𝑎∫𝑑𝐻 𝐻𝑖−𝐻 =𝐻𝑡𝐺𝑁𝑡𝐺 ecuación 4- 50 donde: − 𝑌′=humedad absoluta a la salida (p/p) − 𝑌′𝑖 = humedad absoluta a la entrada (p/p) − 𝑎𝑀 = superficie interfacial por unidad de volumen, m2/m3. − Cs = calor especifico del agua, kJ/kg·K − 𝑘𝑦 = coeficiente de transferencia, kg a.s/s − 𝐺𝑠 = flujo másico de aire seco, kg/s. − H = entalpía de aire seco, kJ/kg. 45 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil − 𝑑𝑧 = diferencial de altura, m. − 𝑑𝑡𝑔 = diferencial de temperatura, K. − dY = diferencial de humedad (p/p). − 𝜆 = calor latente del agua, kJ/kg. El correcto funcionamiento de la torre una torre de refrigeración depende fundamentalmente de la localización y de las condiciones ambientales (altitud, temperatura y humedad). Para ello se puede suponer que: − Localización: Sevilla − Temperatura: 30 °C (AEMET) − Humedad: 62% (AEMET) Con estas condiciones, la temperatura máxima de enfriamiento es de 25 °C, lo que ocurrirá cuando el aire se sature adiabáticamente. Sin embargo, para no sobredimensionar la torre se ha considerado que el aire saldrá con una saturación del 90%, es decir, la temperatura de salida del agua es de 27 °C. Para obtener la altura, diámetro de la torre y el agua de reposición se han realizado los cálculos anteriormente descritos en EES. Para el cálculo del diámetro, se ha elegido un caudal por unidad de superficie (velocidades superficiales) de agua de 80 (L/min·m2), para los 424,5 L/h, obteniendo un área de 0,088 m2, por lo tanto, un diámetro de torre de 0,33 m y una altura de 1 m. Los requisitos de agua de reposición para una torre de enfriamiento consisten en la suma de las pérdidas de evaporación, por arrastres y a causa del viento: 𝑊𝑚=𝑊𝑒+𝑊𝑑 ecuación 4- 51 donde: − 𝑊𝑚 es el agua de reposición − 𝑊𝑒 son las pérdidas por evaporación, que se pueden estimar mediante la ecuación: 𝑊𝑒=0,00085·𝑊𝑐·(𝑇1−𝑇2) ecuación 4- 52 donde: − 𝑇1−𝑇2 es la diferencia entre la temperatura del agua de entrada y la temperatura del agua de salida. − 𝑊𝑐 es el flujo de agua circulante (gal/min) a la entrada de la torre. − 𝑊𝑑 son las pérdidas por arrastre; puede estimarse en un 0,2 % del agua suministrada Finalmente, los datos para el diseño de la torre de refrigeración se muestran en la Tabla 4-17. Tabla 4- 17. Parámetros de diseño de la torre de refrigeración T-101 Altura (m) 1 Área (𝑚2) 0,088 Diámetro (m) 0,33 𝑊𝑚 (L/h) 21,5 Memoria de Cálculo 46 4.7. Horno de proceso, F-101 Se ha realizado un diseño simplificado mediante una simulación en Aspen Hysys, utilizando el método termodinámico de Peng Robinson, suponiendo una eficiencia del horno del 75% y fijando el exceso de aire en un 20%, para que el porcentaje volumétrico del oxígeno a la salida sea menor a un 3%, obteniendo un calor intercambiado de 5,45 kW. En la Figura 4-3 se muestran las corrientes del horno y sus parámetros. Figura 4- 3.Corrientes del horno 47 5. Referencias [1] Megan.X.Y. Ravindran, N. Asikin-Mijan, G. AbdulKareem-Alsultan, H.C. Ong, Nurfarhana M.M, H.V. Lee, Tonni Agustiono Kurniawan, Darfizzi Derawi, Siti Fairus M. Yusoff, I.M. Lokman, Y.H. Taufiq-Yap, A review of carbon-based catalyst for production of renewable hydrocarbon rich fuel, Journal of Environmental Chemical Engineering, Volume 12, Issue 2, 2024, 112330, ISSN 2213-3437, https://doi.org/10.1016/j.jece.2024.112330. 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[11] Arundhathi Racha, Lalit Kumar, Shivanand Pai, Chanchal Samanta, Bharat L Newalkar and Chiranjeevi Thota, Highly Selective Hydrodeoxygenation Catalyst for Sustainable Aviation Fuel Production from Used Cooking Oil, Catalysis Today, (2024) https://doi.org/10.1016/j.cattod.2024.114895 [12] Anjani R.K. Gollakota, Chi-Min Shu, Prakash Kumar Sarangi, Krushna Prasad Shadangi, Sudip Rakshit, John F. Kennedy, Vijai Kumar Gupta, Minaxi Sharma, Catalytic hydrodeoxygenation of bio-oil and model Referencias 48 compounds - Choice of catalysts, and mechanisms, Renewable and Sustainable Energy Reviews, Volume 187, 2023, 113700, ISSN 1364-0321, https://doi.org/10.1016/j.rser.2023.113700. 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Chrysikou, George Meletidis, George Terzis, Miloš Auersvald, David Kubička, Stella Bezergianni, Bio-based refinery intermediate production via hydrodeoxygenation of fast pyrolysis bio-oil, Renewable Energy, Volume 168, 2021, Pages 593-605, ISSN 0960-1481, https://doi.org/10.1016/j.renene.2020.12.047. [17] https://www.lucidchart.com/pages/es [18] https://www.microsoft.com/es-es/microsoft-365/visio/flowchart-software [19] Yang Yunquan, Luo He´an, Tong Gansheng, Kevin J. Smith and Tye Ching Tyan, Hydrodeoxigention of Phenolic model compounds over MoS2, (2008), Chinese Journal of Chemical Engineering, 16(5), 733—739. [20] Rase, H. F., & Holmes, J. R. (1977). Chemical reactor design for process plants (Vol. 2). New York: Wiley. 1997. [21] Nauman, E.. (2008). Chemical Reactor Design, Optimization, and Scaleup / E.B. Nauman.. Chemical Reactor Design, Optimization, and Scaleup: Second Edition. 10.1002/9780470282076. [22] Trickle-bed reactors, Charles N. 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CÁLCULOS REALIZADO EN EXCEL PARA EL DIMENSIONAMIENTO DEL REACTOR Cálculo de las dimensiones del reactor para una alimentación de 50 kg de anisol Alimentación kg/h kmol/h dens(kg/m3) m3/h Anisol 50 0,4624 556,29 0,089 H2 4,66 2,31 1,55 2,99 Condiciones de Operación T= 350 ºC P= 40 bar WHSV= 1 h-1 Conversión Anisol= 99,66% Catalizador= NiMo/alumina m_cat= 50 kg densidad= 900 kg/m3 Volumen_r 0,055 m3 (1/16") Dp= 0,0015 m (BET area) Area_esp= 200 m2/g Cálculo de las dimensiones del reactor Mediante el caudal superficial Caudal_ent= 50,00 kg/h Q_superf= 90 900 kg/m2h Area= 0,55 0,05 m2 D= 0,84 0,26 m Cálculo de la altura Volumen_r= 0,055 m3 Altura= 0,10 1,00 m rejilla= 0,005 m ANEXO I 50 Lecho superior esp_inerte 0,19 m rejilla= 0,005 m Lecho inferior esp_inerte 0,19 m rejilla= 0,005 m Altura total= 1,4 m Diametro= 0,26 m Area= 0,055 m2 Cálculo caida de presión Cálculo Bdo e= 0,1 Re_L= 7,95 visc_g= 1,49E-05 kg/ms visc_l= 4,99E-05 kg/ms vel_g= 0,015 m/s dens_l= 556,29 kg/m3 dens_g= 1,5 kg/m3 Ga= 4866741,73 Bs= 0,12 a_v= 600 m-1 Bd= 0,029 Dp= 0,0016 m k1= 14500000 m-2 vel_L= 0,00045 m/s k2= 202 m-1 g= 9,8 m/s2 (1-Bs-Bd)= 0,85 Bdo= 0,029 1-e*()= 0,59 e3*()3= 0,067 delta_LG= 35,64 kg/m2s2 Aislamiento del reactor T_1= 623 K T_3= 333 K T_amb= 298 K T_m= 315,5 K D_1= 0,26 m espesor= 0,0034 m D_2= 0,27 m D_3= 0,52 m k_acero= 16,3 W/mK k_lana= 0,11 W/mK h_conv_aire= 5 W/m2 h_rad= 0,36 W/m3 emisividad= 0,05 σ= 5,67E-08 W/m2K4 Espesor aislante (mm)= 125,52 51 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil Tubería escogida para diseño del reactor Catálogo: https://alinox.es/wp-content/uploads/2016/06/CATALOGO-ALINOX.pdf diámetro nominal= 10 " diámetro exterior= 0,27 m espesor= 0,0034 m diámetro interno= 0,27 m Presion= 131 bar SI queremos aumentar un poco más el diámetro para sobredimensionar: diámetro nominal= 12 " diámetro exterior= 0,32 m espesor= 0,0046 m diámetro interno= 0,31 m Presion= 149 bar Cálculo de las dimensiones del reactor para una alimentación de 50 kg de UCO Productos a la entrada kg/h UCO 50 Conversion UCO= 86,7% H2 1,32 Caudal total= 51,32 Productos a la salida %Peso kg/h Gas 5,26% 5,25% 2,34 Gasolina 1,41% 1,41% 0,63 Diesel 10,75% 10,73% 4,79 keroseno 74,79% 74,62% 33,33 agua 8,02% 8,00% 3,57 UCO sin reaccionar 6,65 total= 100,23% 100,00% 51,32 Gas g/h de gas %Peso kg/h CH4= 0,95 30% 44% 1,02 H2= 0,71 22% 32% 0,75 CO2= 0,53 17% 24% 0,56 total= 3,19 69% 100% 2,34 ANEXO I 52 Alimentación kg/h L/h NL/h m3/h UCO 50 54,945 - 0,055 H2 1,32 846,99 21978,02 0,85 Condiciones de Operación T= 350 ºC P= 60 bar WHSV= 1,1 h-1 H2/bio-oil= 400 NL/L Conversión UCO= 86,7% Propiedades del bio-oil densidad= 0,91 kg/L 910 kg/m3 Catalizador= NiMo/alumina m_cat= 45,45 kg densidad= 900 kg/m3 Volumen_r 0,05 m3 Mediante el caudal superficial Caudal_ent= 50 kg/h Q_superf= 90 900 kg/m2h Area= 0,55 0,055 m2 D= 0,84 0,266 m Cálculo de la altura Volumen_r= 0,05 m3 Altura= 0,091 0,91 m rejilla= 0,005 m Lecho superior esp_inerte 0,19 m rejilla= 0,005 m Lecho inferior esp_inerte 0,19 m rejilla= 0,005 m Altura total= 1,30 m Diametro= 0,27 m 53 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil Cálculo de las dimensiones del reactor para una alimentación de 50 kg de bio-oil de pirolisis. Alimentación kg/h L/h NL/h m3/h bio-oil 50 48,828 - 0,0488 H2 2,05 1316,05 41162,11 1,32 Condiciones de Operación T= 330 ºC P= 70 bar LHSV= 1 h-1 H2/bio-oil= 843 NL/L Propiedades del bio-oil densidad= 1,024 g/ml 1024 kg/m3 Catalizador= NiMo/alumina m_cat= 43,95 kg densidad= 900 kg/m3 Volumen_r 0,049 m3 WHSV= 1,14 ANEXO II 60 m_r_kg=54,661/3600 "kg/s" {Entrada} cp_r_e=61,31 "kJ/kmolK" cp_r_e_kg=2,35 "kJ/kgK" k_r_e=0,086 "W/mk" visc_r_e=0,0000192"kg/ms" dens_r_e=24,96 "kg/m3" {Salida} cp_r_s=64,99 "kJ/kmolK" cp_r_s_kg=2,49 "kJ/kgK" k_r_s=0,086 "W/mk" visc_r_s=0,0000192 "kg/ms" dens_r_s=68,27 "kg/m3" {propiedades a la temperatura calórica, definida en su apartado del balance de energía, tcalr=292,2ºC} dens_r=dens_r_e+(dens_r_s-dens_r_e)/(T_r_s-T_r_e)*(tcalr-T_r_e) visc_r=visc_r_e cp_r=cp_r_e+(cp_r_s-cp_r_e)/(T_r_s-T_r_e)*(tcalr-T_r_e) k_r=k_r_e cp_r_kg=cp_r_e_kg+(cp_r_s_kg-cp_r_e_kg)/(T_r_s-T_r_e)*(tcalr-T_r_e) {-----------------------------------------------------Balance de energía-----------------------------------------------------} {Calor intercambiado} Q_int=m_a_kg*cp_a_kg*(T_a_s-T_a_e) "kW" Q_int=m_r_kg*cp_r_kg*(T_r_e-T_r_s) "kW" m_a_total=m_a_kg*3600 {Temperaturas caloricas} Tcala=T_a_e+FC*(T_a_s-T_a_e) Tcalr=T_r_s+FC*(T_r_e-T_r_s) FC=(DTLM-dtf)/(dtc-dtf) {Cálculo de la DTLM} DTLM=(dtc-dtf)/ln(dtc/dtf) dtc=T_r_e-T_a_s 61 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil dtf=T_r_s-T_a_e {Cálculo de F} F=1 "hay cambio de fase de algunos componentes" {Cálculo de las dimensiones del reactor mediante proceso iterativo para el diseño preliminar} Q_int=U_p*A*F*DTLM U_p=U/1000 "kW/m2k" {1-paso, suponemos npc=1 y U=240 y así obtenemos un A=0,4771 m2} npc=1 {2-paso, suponemos una velocidad por dentro de los tubos de 2 m/s y pongo el do y di de los tubos, y obtenemos un ntp=6,3, por lo que redondearemos a ntp=12} m_r_kg=vel_r*dens_r*Apaso*ntp Apaso=pi*di^2/4 do=1/4*0,0254 "BWG=12" di=0,206*0,0254 di=do-2*e ntp=12 {3-paso, seleccionamos una longitud de tubo Lt=1 m y obtenemos el número de pasos por tubos npt=1,84, por lo que redondearemos a npt=2} A=pi*do*Lt*npt*ntp*npc {Lt=1 "m"} npt=2 nt=ntp*npt "obtenemos nt=26" {Cálculo de la U una vez que tenemos el diseño experimental} U=1/(1/hio+Rs+Rtubo+1/ho) "W/m2k" hio=hi*di/do "W/m2k" Ro=0,000176 "m2/Wk" Ri= 0,000352 "m2/Wk" Rs=Ro+Ri*do/di Rtubo=do*ln(do/di)/(2*k_tubo) k_tubo=17 "W/mK" {Ri es el ensuciamiento de gasolina/keroseno/gasóleo y Ro es de agua y la k_tubo es la conductividad térmica del tubo} {Cálculo de hi-Convección interna} Re_r=(dens_r*vel_r*di)/visc_r ANEXO II 62 Pr_r=(cp_r_kg*1000)*visc_r/k_r Nus_r=0,023*Re_r^(0,8)*Pr_r^(0,3) Nus_r=hi*di/k_r {Cálculo de ho-Convección externa} Re_a=(dens_a*vel_a*Deq)/visc_a m_a_kg=vel_a*dens_a*Af Af=B*Ds*(Pt-do)/Pt Deq=4*(Pt^2-pi*do^2/4)/(pi*do) Pt=3/8*0,0254 "Pitch de 3/8 pulgada para un do =1/4" B=0,2*Ds "ponemos un espaciado entre baffles de un 20% de la longitud de tubo" Ds=8*0,0254 "suponemos un diámetro de carcasa de 8 pulgadas, que es el mínimo que aparece en las tablas" Pr_a=(cp_a_kg*1000)*visc_a/k_a Nus_a=Jh*Pr_a^(1/3) Jh=exp(C1*ln(Re_a)^2+C2*ln(Re_a)+C3) C1=0,004966 " suponiendo un % de corte de baffle de 15% para disposición en cuadrado" C2=0,4386 C3=0,2684 Nus_a=ho*do/k_a {Como resultado final obtenemos un caudal de agua de 424,5 L/h, A=0,2917 m2, nt=26,ntp=13,npt=2,npc=1 y una Lt=0,6 m} INTERCAMBIADOR E-103 {Corriente de agua} T_a_e=25 "ºC" T_a_s=80 "ºC" P_a=5 "bar" {Entrada} cp_a_e=75,86 "kJ/kmolK" cp_a_e_kg=4,2 "kJ/kgK" k_a_e=0,611 "W/mk" visc_a_e=0,00089 "kg/ms" dens_a_e=1007 "kg/m3" 63 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil {Salida} cp_a_s=75,5 "kJ/kmolK" cp_a_s_kg=4,19 "kJ/kgK" k_a_s=0,669 "W/mk" visc_a_s=0,00045 "kg/ms" dens_a_s=964 "kg/m3" {propiedades Anisol a la temperatura calórica, definida en su apartado del balance de energía, Tcala=116,9ºC} dens_a=dens_a_e+(dens_a_s-dens_a_e)/(T_a_s-T_a_e)*(tcala-T_a_e) visc_a=visc_a_e+(visc_a_s-visc_a_e)/(T_a_s-T_a_e)*(tcala-T_a_e) cp_a=cp_a_e+(cp_a_s-cp_a_e)/(T_a_s-T_a_e)*(tcala-T_a_e) k_a=k_a_e+(k_a_s-k_a_e)/(T_a_s-T_a_e)*(tcala-T_a_e) cp_a_kg=cp_a_e_kg+(cp_a_s_kg-cp_a_e_kg)/(T_a_s-T_a_e)*(tcala-T_a_e) {Productos} T_r_e=424,3 "ºC" T_r_s=120 "ºC" P_r=1 "bar" m_r=0,37/3600 "kmol/s" m_r_kg=10,31/3600 "kg/s" {Entrada} cp_r_e=33,7 "kJ/kmolK" cp_r_e_kg=1,21 "kJ/kgK" k_r_e=0,05 "W/mk" visc_r_e=0,0000309"kg/ms" dens_r_e=0,47 "kg/m3" {Salida} cp_r_s=31,38 "kJ/kmolK" cp_r_s_kg=1,12 "kJ/kgK" k_r_s=0,03 "W/mk" visc_r_s=0,00002 "kg/ms" dens_r_s=0,85 "kg/m3" {propiedades a la temperatura calórica, definida en su apartado del balance de energía, tcalr=292,2ºC} dens_r=dens_r_e+(dens_r_s-dens_r_e)/(T_r_s-T_r_e)*(tcalr-T_r_e) visc_r=visc_r_e ANEXO II 64 cp_r=cp_r_e+(cp_r_s-cp_r_e)/(T_r_s-T_r_e)*(tcalr-T_r_e) k_r=k_r_e cp_r_kg=cp_r_e_kg+(cp_r_s_kg-cp_r_e_kg)/(T_r_s-T_r_e)*(tcalr-T_r_e) {-----------------------------------------------------Balance de energía-----------------------------------------------------} {Calor intercambiado} Q_int=m_a_kg*cp_a_kg*(T_a_s-T_a_e) "kW" Q_int=m_r_kg*cp_r_kg*(T_r_e-T_r_s) "kW" m_a_total=m_a_kg*3600 {Temperaturas caloricas} Tcala=T_a_e+FC*(T_a_s-T_a_e) Tcalr=T_r_s+FC*(T_r_e-T_r_s) FC=(DTLM-dtf)/(dtc-dtf) {Cálculo de la DTLM} DTLM=(dtc-dtf)/ln(dtc/dtf) dtc=T_r_e-T_a_s dtf=T_r_s-T_a_e {Cálculo de F} F=lmtd_cf('shell&tube_1';P;R) P=(T_a_s-T_a_e)/(T_r_e-T_a_e) R=(T_r_e-T_r_s)/(T_a_s-T_a_e) {Cálculo de las dimensiones del reactor mediante proceso iterativo para el diseño preliminar} Q_int=U_p*A*F*DTLM U_p=U/1000 "kW/m2k" {U=10} "W/m2k" npc=1 m_r_kg=vel_r*dens_r*Apaso*ntp Apaso=pi*di^2/4 do=1/2*0,0254 di=0,282*0,0254 di=do-2*e 65 Ingeniería básica de una planta experimental de hidrodesoxigenación de bio-oil ntp=24 {3-paso, seleccionamos una longitud de tubo Lt=1 m y obtenemos el número de pasos por tubos npt=0,28, por lo que redondearemos a npt=1} A=pi*do*Lt*npt*ntp*npc npt=1 {Cálculo de la U una vez que tenemos el diseño experimental U=1/(1/hio+Rtubo+1/ho) "W/m2k" hio=hi*di/do "W/m2k" Rtubo=do*ln(do/di)/(2*k_tubo) k_tubo=17 "W/mK" {Cálculo de hi-Convección interna} Re_r=(dens_r*vel_r*di)/visc_r Pr_r=(cp_r_kg*1000)*visc_r/k_r Nus_r=0,023*Re_r^(0,8)*Pr_r^(0,3) Nus_r=hi*di/k_r {Cálculo de ho-Convección externa} Re_a=(dens_a*vel_a*Deq)/visc_a m_a_kg=vel_a*dens_a*Af Af=B*Ds*(Pt-do)/Pt Deq=4*(Pt^2-pi*do^2/4)/(pi*do) Pt=5/8*0,0254 "pitch de 5/8 pulgadas" B=0,2*Ds "ponemos un espaciado entre baffles de un 20% del diametro interno de carcasa" Ds=4*0,0254 " diámetro de carcasa de 4 pulgadas" Pr_a=(cp_a_kg*1000)*visc_a/k_a Nus_a=Jh*Pr_a^(1/3) Jh=exp(C1*ln(Re_a)^2+C2*ln(Re_a)+C3) C1=0,004966 " suponiendo un % de corte de baffle de 15% para disposición en cuadrado" C2=0,4386 C3=0,2684 Nus_a=ho*do/k_a {Como resultado final obtenemos un A=0,38 m2, nt=24,ntp=24,npt=1,npc=1 y una Lt=0,4 m, ma=15,71} ANEXO II 66 {----------------------CÁLCULO DE LOS ESPESORES DE AISLAMIENTO-----------------------------} {Cálculo del aislante del intercambiador E-103} (333-298)/(1/((5+hrad)*pi*d3*L))=(T-333)/(ln(d2/d1)/(2*pi*ka*L)+ln(d3/d2)/(2*pi*kl*L)) "Catálogo de ALINOX para tubos de acero inoxidable, con 4 pulgadas de diámetro nominal, un do=114,3 mm y espesor=6,02 mm y soporta hasta 555 bar de presión" T=80+273 "K" d2=0,114 "m" d1=Ds "m" hrad=4*eps*o*Tm^3 eps=0,05 o=5,67*10^(-8) tm=(333+298)/2 L=0,4 "m" ka=16,3 kl=0,109 esp_aislante=(d3-d2)/2 67 ANEXO III. SISTEMA PSA El funcionamiento de una PSA se basa en la capacidad de un material adsorbente para retener diferentes gases a diferentes presiones. Para el caso de purificar el hidrógeno, se colocan una serie de lechos con distintas propiedades, que son capaces de absorber una variedad de gases, a excepción del hidrógeno, ya que tiene el enlace de adsorción es muy débil y apenas queda retenido. Cuando disminuye la presión, el hidrógeno es el primer gas que se desorbe, mientras que los componentes adsorbidos (N2, CO, CO2, CH4, H2O) se desorben progresivamente, regenerando el adsorbente. El uso de múltiples columnas y la operación cíclica asegura la purificación continua del flujo de gas; mientras una columna está adsorbiendo, la otra está desorbiendo. La empresa IVYS tiene un catálogo de diversas características. En la Tabla A2-1 se muestran los diferentes equipos según la presión y volumen que necesites. En las Tablas A2-1 y A2-2 se comparan todos los equipos disponibles según los parámetros que se necesiten cumplir. Figura A3- 1. Distintos tipos de PSA ANEXO III 68 Tabla A3- 1. Configuración de las distintas PSA Tabla A3- 2. Especificaciones de las diversas PSA 69 ANEXO IV. CÁLCULOS REALIZADOS EN EXCEL PARA EL DIMENSIONAMIENTO DE LA PSA Cálculos realizados para una alimentación de 50 kg de anisol Especificaciones de la entrada Compuestos densidad(kg/m3) Pm(kg/kmol) T= 36 ºC H2 0,9419 2,01 P= 12 bar CH4 7,495 16,04 entrada kg/h kmol/h m3/h Nm3/h Comp vol% Comp peso% H2= 1,85 0,91 1,96 20,55 74% 26% CH4= 5,28 0,32 0,70 7,37 26% 74% Caudal= 7,13 1,24 2,66 27,92 Caudal volumétrico a la entrada (CH4+H2)= 27,9 Nm3/h Producto recuperac. kg/h kmol/h m3/h Nm3/h H2= 90% 1,66 0,8259 1,76 18,49 Caudal volumétrico de producto (H2)= 18,46 Nm3/h Offgas kg/h kmol/h m3/h Nm3/h Comp vol% H2= 0,18 0,09 0,19 2,05 22% CH4= 5,28 0,32 0,70 7,37 78% total 5,46 0,421 0,90 9,42