Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco

hts Equation Chapter 1 Section 1S Autora: María Córdoba Rodríguez Tutora: Esmeralda Portillo Estévez Trabajo Fin de Máster Ingeniería Química Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Dpto. Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 2023 iii Proyecto Fin de Máster Ingeniería Química Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Autora: María Córdoba Rodríguez Tutora: Esmeralda Portillo Estévez Profesora ayudante doctor Dpto. de Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 2023 v Trabajo Fin de Máster: Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Autor: María Córdoba Rodríguez Tutor: Esmeralda Portillo Estévez El tribunal nombrado para juzgar el Proyecto arriba indicado, compuesto por los siguientes miembros: Presidente: Vocales: Secretario: Acuerdan otorgarle la calificación de: Sevilla, 2023 El Secretario del Tribunal vii A mis padres y hermana A Esmeralda y Benito La vida no es fácil, para ninguno de nosotros. Pero… ¡Qué importa! Hay que perseverar y, sobre todo, tener confianza en uno mismo. Hay que sentirse dotado para realizar alguno cosa y que esa cosa hay que alcanzarla, Cueste lo que cueste (Marie Curie) ix Agradecimientos Este proyecto representa la finalización de una etapa, que no está basada únicamente en los conocimientos adquiridos, sino en el trabajo, esfuerzo y apoyo obtenido. Me puedo sentir muy afortunada ya que nunca me ha faltado esto último gracias a mis padres y hermana, que no han dudado en ningún momento en animarme y acompañarme en cualquier cosa que me he propuesto en la vida. Ellos siempre han confiado en que puedo conseguir cualquier objetivo que tenga en mente. Sin ellos nada de esto hubiera sido posible. También quiero agradecer a Esmeralda Portillo Estévez, tutora de este TFM, y también otro apoyo. Siempre ha tenido su puerta abierta para cualquier consulta que tuviese, independientemente de que no estuviese relacionado con el proyecto presentado. Gracias por tu paciencia y buenos consejos siempre, te deseo lo mejor en esta nueva etapa de tu vida. Agradecerle también que me presentase a Benito Navarrete Rubia, futuro director de mi Tesis. Ambos me han animado a seguir este camino y me han dado una gran oportunidad de trabajar con ellos. A él también le agradezco la paciencia y su sabiduría, así como que me haya mostrado una nueva área de conocimiento. xvii ÍNDICE DE FIGURAS Figura 1. Gráfica representativa de la diferencia entre la temperatura media de cada año y la temperatura media del planeta.(Lindsey et al., 2023) 1 Figura 2. Representación de las emisiones de CO2 procedentes de combustibles fósiles desde 1960 hasta 2021. (Hausfather, 2021) 2 Figura 3. Sistemas de producción de polímeros (Zhu, 2019) 2 Figura 4. Obtención de gas de síntesis y sus usos.(Bolívar Caballero et al., 2022) 4 Figura 5. Disposición del proceso MR. (Bolívar Caballero et al., 2022) 6 Figura 6. Gráfica de la evolución de las publicaciones sobre reformado seco hasta 2023.(Web of Science, 2023) 11 Figura 7. Etapas de la reacción de reformado seco de metano. a) Adsorción de CH4 y desorción rápida de H2. b) Adsorción de CO2 en la interfase metal-soporte y rápida desorción de CO. c) Formación de hidroxilos superficiales a partir del desbordamiento de hidrógeno y oxígeno. d) Los hidroxilos superficiales y especies de oxígeno oxidan las especies CHx formando CHxO y formación de CO y H2. (le Saché & Reina, 2022) 12 Figura 8. Formación de coque en la superficie del (Abdulrasheed et al., 2019). 15 Figura 9. Esquema del reactor-receptor volumétrico de irradiación directa. (le Saché & Reina, 2022). 16 Figura 10. Esquema de un reactor de columna burbujeante con capa de metal fundido comprimido y otra capa de K2CO3. (le Saché & Reina, 2022). 17 Figura 11. Diagrama de flujo esquematizado de la instalación de reformado combinado de metano. Elaboración propia. 20 Figura 12. Simulación en Aspen Plus®. Elaboración propia. 23 Figura 13. Comparación de la producción de hidrógeno y HPS con la temperatura. Elaboración propia. 41 Figura 14. Comparación de las conversiones de dióxido de carbono e hidrógeno con la temperatura. Elaboración propia. 41 Figura 15. Comparación entre la carga de catalizador y la conversión a 700ºC. 42 Figura 16. Comparación entre el coste de los equipos de la planta a nivel laboratorio en el escenario 1. Elaboración propia. 45 Figura 17. Comparación entre los costes de los equipos de la planta industrial. Elaboración propia. 50 Figura 18. Flujo de caja actualizado. Elaboración propia. 52 Figura 19. Flujo de caja acumulado. Elaboración propia. 52 xix ÍNDICE DE ECUACIONES Ecuación 1. Reacción de reformado seco de metano. 4 Ecuación 2. Reacción de producción de gas de síntesis a partir de gases de biomasa. 5 Ecuación 3. Reacción de oxidación completa de gases de biomasa. 5 Ecuación 4. Reacción de reformado con vapor de metano. 6 Ecuación 5. Reacción de reformado con vapor de monóxido de carbono. 6 Ecuación 6. Reacción de reformado con vapor de monóxido de carbono. 7 Ecuación 7. Disposición de las reacciones tipo LHHW. 24 Ecuación 8. Reacción secundaria en DR de formación de monóxido de carbono y agua a partir de dióxido de carbono e hidrógeno. 24 Ecuación 9. Desarrollo de la cinética en Aspen. 25 Ecuación 10. Ecuación cinética de DR. 25 Ecuación 11. Ecuación cinética de reacción secundaria de formación de agua y monóxido de carbono. 25 Ecuación 12. Conversión del dióxido de carbono. 29 Ecuación 13. Conversión del metano. 29 Ecuación 14. Selectividad de la reacción hacia el hidrógeno. 30 Ecuación 15. Cálculo del coste base de equipos a partir de otro equipo. Regla de William. 30 Ecuación 16. Cálculo del coste base de equipos a partir de correlación. 31 Ecuación 17. Ecuación genérica para el cálculo del factor de corrección. 31 Ecuación 18. Variación de los costes con los años. 32 Ecuación 19. Coste total de inversión con el método de Lang. 32 Ecuación 20. Coste total de inversión con el método de Hand. 32 Ecuación 21. Coste total de inversión con el método de Cran. 33 Ecuación 22. Coste total de inversión anualizado. 34 Ecuación 23. Cálculo del coste de la mano de obra. 35 Ecuación 24. Cálculo de los beneficios. 38 Ecuación 25. Cálculo del VAN. 38 Ecuación 26. Cálculo del Payback 39 xxi Notación ATR Reformado autotérmico/Autothermal reforming CA Coste de arranque CC Coste circulante CF Coste fijo CPO Oxidación parcial catalítica/ Catalytic partial oxidation CSR Reformado catalítico de vapor/ Catalytic steam reforming DR/DRM Reformado seco - Reformado seco de metano/ Dry reforming – Dry reforming of methane GEI Gases de efecto invernadero HPS Vapor de alta presión/ High pressure steam HTS-WGS Reformado con vapor a alta temperatura/ High temperature steam – water gas shift LTS-WGS Reformado con vapor a baja temperatura/ Low temperature steam – water gas shift MIEC Mixed oxygen Ion and Electronic Conducting MOCC Mixed Oxide ion and Carbonate ion Conductive MPEC Mixed Proton and Electron Conducting ceramic MR Reformado con membranas/ Membrane reforming NTP Plasma no térmico - Plasma en frío/ Non-thermal plasma POX Oxidación parcial/ Partial oxidation PSRK Soave-Redlick-Kwong Predictivo/ Predictive Soave-Redlick-Kwong PSA Adsorción por cambio de presión/ Pressure swing adsorption RWGS Reacción de desplazamiento del gas de agua/ reverse water gas shift reaction SOFC Pila de combustible de óxido sólido/ Solid oxide fuel cell TRL Nivel de madurez de la tecnología/ Technology readiness level 1 1 INTRODUCCIÓN ste trabajo surge de la problemática actual referida a los gases de efecto invernadero (GEI) y al cambio climático. La mayoría de las emisiones de GEI se producen por el consumo de combustibles fósiles, produciendo la acumulación de CO2 en la atmósfera. Esta acumulación produce el atrapamiento de las radiaciones infrarrojas emitidas en la superficie del planeta, incrementando la temperatura del mismo (Zandalinas et al., 2021). En la siguiente figura se presenta la diferencia entre la temperatura media del planeta entre los años 1880 – 2020 y la temperatura media que se registró en cada año: Figura 1. Gráfica representativa de la diferencia entre la temperatura media de cada año y la temperatura media del planeta.(Lindsey et al., 2023) Observándose un incremento de la temperatura de manera exponencial con los años excluyendo algunos años como 2009, en el cual se produjo una recesión económica de manera global. Se debe tener en cuenta que este crecimiento depende directamente de la cantidad de dióxido de carbono y otros gases de efecto invernadero se emiten a la atmósfera tal y como se representa en la Figura 2: E Introducción 2 Figura 2. Representación de las emisiones de CO2 procedentes de combustibles fósiles desde 1960 hasta 2021. (Hausfather, 2021) Por lo que se propone valorizar este gas de efecto invernadero para evitar sus emisiones a la atmósfera, convirtiéndolo en materia prima útil para la industria, ayudando a crear una sociedad basada en la economía circular, la reutilización y el reciclaje. A continuación, se proponen métodos de valorización de CO2, entre ellos destacan: ➢ Carbonatación mineral: Se realiza en el curado de cemento, inyectándose en el proceso de mezcla. Se obtiene un cemento de mayor calidad comparado con el convencional, reduciendo el tiempo de curado. Se obtiene un rendimiento de atrapamiento del 50-80% aunque se debe tener en cuenta que la inyección de CO2 líquido aumenta los costes de producción.(Zhu, 2019) ➢ Copolimerización de CO2: Se evita la producción de plásticos a partir de compuestos derivados del petróleo. Se ha conseguido obtener policarbonato y glicol monoetilénico. Es un proceso catalítico con una gran actividad y selectividad obteniendo gran pureza del producto y rendimiento del proceso, no es necesario un proceso de separación y purificación de los productos. Sin embargo, aunque se utiliza CO2 para la formación de polímeros, sigue siendo necesario la inclusión de compuestos petroquímicos, como se muestra en la Figura 3, y los polímeros tardan años en desintegrarse, es decir, el problema de emisiones de gases de efecto invernadero pasa a ser un problema de acumulación de residuos.(Zhu, 2019) Figura 3. Sistemas de producción de polímeros (Zhu, 2019) 3 3 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco ➢ Conversión electroquímica: Se convierte en productos como el gas de síntesis, metano, metanol o dimetil éter, utilizando energías renovables. Sólo se ha llegado a obtener plantas piloto de este proceso y se pueden llegar a obtener combustibles de alta calidad. (Zhu, 2019). Las conversiones obtenidas dependen del tipo de electrodo utilizado, variando desde el 30% hasta conversiones del 96%. (Hussin & Aroua, 2019). Se elegirá el tipo de electrodo en función del producto buscado y algunos procesos requieren de un catalizador. Puede incorporarse energías renovables y el proceso puede realizarse a temperatura y presión atmosférica, pero en algunos casos requiere un voltaje alto para llevar a cabo la reacción y catalizadores de alto coste para soportar el voltaje.(Hussin & Aroua, 2019) ➢ Conversión catalítica: Es el más usado actualmente para la producción de productos intermedios como metanol, metano y gas de síntesis. Se llega a producir mediante este proceso más de 5 millones de litros de metanol al año. Actualmente se estudia la incorporación al proceso de energías renovables para reducir las emisiones. (Zhu, 2019) A continuación, se muestra una tabla resumen dónde se recogen los procesos mencionados anteriormente, con sus ventajas e inconvenientes para compararlos entre sí y, posteriormente, elegir el mecanismo más interesante desde el punto de vista ambiental y económico: Tabla 1. Ventajas e inconvenientes de los procesos de valorización de CO2. Elaboración propia. Proceso Ventajas Inconvenientes Carbonatación mineral Captura de manera permanente Alto rendimiento Altos costes de producción Copolimerización de CO2 Reducción del consumo de compuestos petroquímicos Gran pureza y rendimiento Sigue existiendo consumo de compuestos derivados del petróleo Los polímeros tardan años en descomponerse Conversión electroquímica Convierte GEI en productos Incorporación de energías renovables Combustibles de alta calidad Sólo escala piloto Conversión catalítica Muy usado actualmente Incorporación de energías renovables Reacciones a altas temperaturas. Teniendo en cuenta la tabla anterior, la conversión catalítica es la más interesante desde el punto de vista industrial, dado que es el proceso mejor integrado y de mayores rendimientos tanto de consumo de CO2 como de producción de productos intermedios. Como se ha mencionado anteriormente, y sin olvidar el objetivo de una economía circular que permita el uso de GEI como materias primas, la conversión catalítica permite que a partir de CO2 y CH4 se obtenga productos intermedios como el gas de síntesis, por lo que se considera la opción óptima para su valorización. Este es un gas compuesto de monóxido de carbono e hidrógeno en su mayoría. Es el producto intermedio más demandado en la industria, siendo empleado para la elaboración de amoniaco, parafinas, olefinas, alcoholes, ácidos orgánicos y cetonas, entre ellos (Córdoba Rodríguez et al., 2022). Atendiendo a las vías de obtención del gas de síntesis a través del dióxido de carbono, la Figura 4 muestra los diferentes procesos de conversión catalítica y no catalítica: 11 3 ESTADO DEL ARTE 3.1 Introducción El reformado seco de metano se ha convertido en los últimos años en un tema relevante a nivel académico, lo cual se ve reflejado en las publicaciones realizadas en los últimos años sobre reformado seco (Figura 6)(Schwab et al., 2015; Web of Science, 2023). Esto es debido a que en los últimos años se ha producido un rápido agotamiento de los recursos fósiles y una mayor restricción en las normativas medioambientales sobre el control de las emisiones producidas por el crecimiento exponencial de la población y por la industrialización (Gao et al., 2018; Abdulrasheed et al., 2019). Figura 6. Gráfica de la evolución de las publicaciones sobre reformado seco hasta 2023.(Web of Science, 2023) Se debe tener en cuenta que el año 2023 no está finalizado, por lo que se puede llegar a la conclusión de que el interés por el reformado seco en los últimos años es de manera exponencial. Este interés recae en el consumo de dos GEI (Ecuación 1) en un único proceso para la obtención de un producto intermedio como se mencionó en la introducción, aunque también puede usarse como fuente de combustible (Abdulrasheed et al., 2019). Este proceso permite la utilización de biogás como materia prima, producido por la biomasa mayoritariamente, por lo que no depende de los combustibles fósiles (Gao et al., 2018) y tiene un precio muy reducido, de 4,4USD/GJ (Lavoie, 2014). Aunque es un proceso muy beneficioso desde el punto de vista medioambiental se debe tener en cuenta que es un proceso altamente endotérmico (ΔH=247 kJ/mol) por lo que requiere de unas temperaturas de operación de entre 900 y 1273 K para conseguir unas conversiones aceptables y obtener un proceso rentable desde el punto de vista económico. (Aramouni et al., 2018) . La relación de producción según estequiometría se espera de 1:1 aunque se puede obtener una mayor relación según la elección de los catalizadores, en función de las reacciones secundarias producidas e incluso aportando vapor de agua al proceso para producir un reformado con vapor (Abdulrasheed et al., 2019). Estado del arte 12 3.2 Desarrollo de los catalizadores Para comprender el funcionamiento del catalizador se debe conocer el mecanismo de la reacción. Este mecanismo varía en función de la composición y propiedades del catalizador, pero la mayoría de ellos siguen una vía bifuncional: tanto el metano como el dióxido de carbono se activan en dos sitios diferentes y la reacción y productos intermedios tienen lugar en la interfase metal-soporte. Generalmente el mecanismo puede describirse en cuatro fases, tal y como se refleja en la Figura 7 (le Saché & Reina, 2022): Figura 7. Etapas de la reacción de reformado seco de metano. a) Adsorción de CH4 y desorción rápida de H2. b) Adsorción de CO2 en la interfase metal-soporte y rápida desorción de CO. c) Formación de hidroxilos superficiales a partir del desbordamiento de hidrógeno y oxígeno. d) Los hidroxilos superficiales y especies de oxígeno oxidan las especies CHx formando CHxO y formación de CO y H2. (le Saché & Reina, 2022) a) La primera fase es la adsorción de metano, que se produce de forma disociativa en la superficie del metal. Este paso suele ser el que limita la velocidad debido a que la disociación del enlace CH3-H(g) tiene una energía de 439,3 kJ/mol. El metano se disocia paso a paso, eliminando poco a poco el hidrógeno. (le Saché & Reina, 2022) b) A continuación, se produce la adsorción de CO2 que puede ser en el soporte, en la superficie del metal y en la interfase metal-soporte, aunque en la mayoría de los casos este se adsorbe en el soporte o en la interfase con el metal. El CO2 puede disociarse directamente en CO y oxígeno adsorbido o formar precursores de carbonatos. La formación de carbonatos se ve favorecida a pH altos y pueden formarse carbonatos monodentados, bidentados, puenteados o carboxilatos. (le Saché & Reina, 2022) c) La activación de CO2 se ve favorecida por el hidrógeno adsorbido que forma carbonilos a través de un proceso de activación y disociación de CO2 asistido por H. Pueden producirse numerosas reacciones entre todas las especies adsorbidas. El hidrógeno adsorbido puede pasar al soporte y reaccionar con las especies de oxígeno adsorbidas formando grupos hidroxilo, mientras que el oxígeno adsorbido puede migrar a la superficie del metal y oxidar fragmentos de CHx formando especies de CHxO. La presencia de agua en la superficie puede favorecer también la formación de especies CHxO. (le Saché & Reina, 2022) d) Por último la especie CHxO se disocia para formar CO y H2, es un proceso rápido. (le Saché & Reina, 2022) Dependiendo del tipo de catalizador la reacción puede variar los carbonatos intermedios formados, ya que no existe un mecanismo de reacción determinado para DRM y, por lo tanto, obtener una relación H2/CO diferente de la esperada estequiométricamente (le Saché & Reina, 2022). 13 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco 3.2.1 Tipos de catalizadores y soportes De acuerdo con las publicaciones que desarrollan catalizadores para el proceso del reformado seco, la mayoría se centran en el uso de catalizadores metálicos. En ese sentido, el catalizador con base níquel es el más estudiado por su a su bajo coste, aunque estos presentan una gran producción de coque (17,2 mgcoque/gcat h) y una baja conversión de los reactivos, 62 y 68,4% para el metano y el dióxido de carbono respectivamente. (Abdulrasheed et al., 2019; Gao et al., 2018; Schwab et al., 2015) Un aspecto a tener en cuenta en los catalizadores de Ni es la basicidad o acidez del catalizador ya que es decisivo en su rendimiento. Esto es aportado por el soporte del catalizador. La acidez del catalizador dificulta la quimisorción del CO2 por la acumulación de carbono deshidrogenado en la superficie desactivando prematuramente el catalizador. Sin embargo, la basicidad mejora la adsorción del CO2, la gasificación del carbono depositado y reduce la energía de activación de la reacción. (Abdulrasheed et al., 2019). De igual manera el catalizador no puede ser excesivamente básico ya que se produce la reacción de desplazamiento del gas de agua (RWGS – Reverse Water Gas Shift Reaction) formándose óxidos metálicos y desactivando el catalizador. En los últimos estudios se ha descubierto que una distribución homogénea y moderada de puntos básicos y ácidos en el catalizador produce una síntesis con menos reacciones secundarias y una gran estabilidad del catalizador (Abdulrasheed et al., 2019). En los últimos años se está estudiando los metales nobles para su uso de catalizadores, entre ellos destacan: platino, paladio, rodio, iridio y rutenio. Estos metales presentan una gran actividad y resistencia frente a la deposición de coque, uno de los mayores problemas de desactivación que se desarrolla. Sin embargo, su uso supone un gran coste económico, por lo que se han desarrollado catalizadores de níquel con inclusión de metales nobles. Al producir esta inclusión se observa como la producción de coque es prácticamente nula y una mayor conversión de los reactivos, llegando a ser del 80% aproximadamente.(Gao et al., 2018). Los soportes de los catalizadores son críticos en el proceso, dado que proporcionan una gran superficie de dispersión del metal activo (Gao et al., 2018). Los más usados son aquellos con un carácter ligeramente ácidos como la alúmina (Al2O3) o con carácter ligeramente básicos como el dióxido de cerio (CeO2) o el óxido de lantano (La2O3). Se tratan de soportes metálicos con una gran interacción con el catalizador, lo que provoca una dispersión y ayuda a obtener un tamaño uniforme en el proceso de reacción, por lo que será mayor la temperatura necesaria para que el metal se aglomere (inhibición por aglomeración a altas temperaturas) (Abdulrasheed et al., 2019). En la Tabla 2 se describen las diferentes configuraciones de catalizador y sus características. Para la simulación de la planta se ha elegido un catalizador de Rh/Al2O3, ya que fue el elegido en los estudios previos a este trabajo, pero no se descarta el uso de otros catalizadores que combinen metal noble y no-noble para reducir su coste económico. Estado del arte 14 Tabla 2. Soportes y catalizadores más usados en DR (Aramouni et al., 2018). METAL Monometálico Bimetálico No-Noble Noble No-Noble Mezcla Noble SOPORTE Óxidos metálicos reducibles Buenas propiedades redox que permiten una buena sinterización pero alta riesgo de desactivación por coquización. Ni/ZrO2 Resistencia a la deposición de coque pero interacción metal-soporte débil. Se intercambia actividad por estabilidad. Rh/(Ta2O5 o ZrO2) Buena dispersión pero baja interacción metalsoporte. Bajo rendimiento. Ni-ZrO2/ Al2O3 Pequeñas cantidades de metal noble ayuda a la dispersión de los metales no nobles, obteniendo mayor resistencia a la coquización. Ni-Rh/ZrO2 Se obtienen una interacción débil entre el metal y el soporte pero una buena dispersión que genera una gran estabilidad. Óxidos metálicos no reducibles Menos propenso a la sinterización pero la basicidad del soporte tiene una mayor resistencia a la coquización. Ni/Al2O3 Se reduce la producción de carbón gracias a la basicidad el soporte. Rh/Al2O3 Buena interacción metal-soporte y mejor rendimiento que los monometales nobles, aunque mayor deposición de carbón. Ni-Ce/ Al2O3 Reduce la formación de coque en el catalizador y se obtiene una mayor actividad. Ni-Rh/Al2O3 Gran estabilidad y actividad por la sinergia entre el metal noble y el soporte. Pt-Ru/γ-Al2O3 Mesoporosos El tiempo de desactivación puede ampliarse atrapando el catalizador en un soporte poroso pero sigue existiendo coquización. Co/Carbón activado Se obtienen mayores conversiones y la dispersión metálica es la mayor de las diferentes configuraciones. No se han estudiado todavía, se están investigando actualmente. Ni-Co/SBA15 Los materiales mesoporosos tienen potencialmente una resistencia a la deposición de coque. Rh-Ni/ Al2O3 La gran dispersión de los metales nobles en los poros se espera que tengan una gran estabilidad y resistencia a la formación de coque. Composites Balance entre basicidad, interacción metal-soporte y dispersión del metal. Ni/MgO-Al2O3 Rh y Ru son fácilmente reducibles, metales nobles con gran actividad y buena interacción metalsoporte. Rh/perovskita Características eclécticas del soporte ayudan a obtener un buen rendimiento. Ni-Co/SBA15- La2O3 La mezcla de metales activos con soportes de composites son catalizadores prometedores, se está investigando su actividad. MgO-Alúmina Gran potencial en la actividad del catalizador pero es necesario utilizar metales nobles raros y no se considera una opción deseable. 15 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco 3.2.2 Desactivación y regeneración de los catalizadores Para garantizar la robustez del proceso y su duración en el tiempo a escala industrial es necesario analizar la desactivación y regeneración de los catalizadores. Debido a las altas temperaturas de operación y a la presencia de carbono, aunque el catalizador tenga una gran actividad, es inevitable la producción y deposición de coque (Figura 8) lo cual causa la desactivación del catalizador. Este fenómeno se ve incrementado cuanto menor es la relación de H/C de la corriente de alimentación, es decir, la relación entre el metano y el dióxido de carbono respectivamente. De igual manera son cruciales el tipo de catalizador y las condiciones de operación del reactor, que determinan la estructura del coque formado en el catalizador. (Abdulrasheed et al., 2019) Figura 8. Formación de coque en la superficie del (Abdulrasheed et al., 2019). Otro motivo para la desactivación de catalizador es por la sinterización del metal, producido por la expansión del soporte metálico, reduciendo el área de la fase activa o por el colapso de los poros de la fase metálica, produciéndose una aglomeración. Esto se produce a altas temperaturas, superiores a 700ºC, y en presencia de humedad generada normalmente por RWSG (Abdulrasheed et al., 2019). Se debe tener en cuenta que ambos mecanismos se pueden producir de manera simultánea. Por último, también puede producirse la desactivación del catalizador por envenenamiento del catalizador en presencia de azufre, sobre todo en catalizadores de níquel, e impurezas del biogás, dado que pueden contener siloxanos y a altas temperaturas y en presencia de oxígeno pueden producir SiO2 que se aglomera en el reactor. (le Saché & Reina, 2022) Para evitar la desactivación de los catalizadores se propone pretratar la corriente de biogás entrante al reactor para evitar el envenenamiento por la presencia de azufre e incluir vapor de agua para retirar el coque formado en el catalizador. (le Saché & Reina, 2022) Estado del arte 16 3.3 Escalado del proceso y configuraciones Aunque el reformado en seco es un proceso prometedor desde el punto de vista medioambiental, actualmente esta técnica de valorización de CO2 se encuentra entre un escala laboratorio, correspondido con el nivel de madurez de la tecnología (TRL – Technology Readiness Level) 1-3, y planta piloto con un TRL de 4-6, es decir, el nivel máximo realizado es la validación del sistema en un entorno relevante (le Saché & Reina, 2022). Esto es debido al alto carácter endotérmico (demanda energética elevada) y a la desactivación acelerada del catalizador por la deposición de coque o, en el caso de los metales nobles, al gran coste de operación relacionado (Aramouni et al., 2018). De cara a evitar o minimizar estos inconvenientes que ralentizan el paso a escala industrial, existen muchas tecnologías emergentes en el proceso de reformado seco: ➢ DR asistido por plasma: La catálisis por plasma trata de la aplicación de una fuente de plasma para facilitar las reacciones químicas. Se puede utilizar el plasma únicamente para iniciar la reacción o en conjunto con un catalizador para una reacción determinada. En presencia de este plasma se generan especies excitadas, entre ellas iones, radicales, átomos, moléculas y electrones libres, y no existe un equilibrio de las mismas. Esta tecnología es interesante desde el punto de vista de industrial, ya que permite activar el CO2 y CH4 a presión y temperatura ambiente, a partir del plasma no térmico (NTP – Non-Thermal Plasma). Esto resulta en una mayor eficiencia y selectividad que el sistema convencional, gracias a la sinergia entre plasma y catalizador, aunque se debe tener en cuenta que en el proceso se alteran las propiedades del plasma, aumentando el campo eléctrico y provocando una descarga más fuerte que en los reactores de lecho fijo. (le Saché & Reina, 2022) ➢ Fotocatálisis: Alternativa para reducir la temperatura de la reacción de DRM. Utiliza la energía de un fotón para producir la reacción a bajas temperaturas consiguiendo buenos rendimientos a 500ºC, por lo que se compensa la energía libre de Gibbs del sistema de reacción. La eficiencia dependerá de la capacidad del semiconductor de absorber la luz visible e infrarroja y de la habilidad de suprimir la combinación rápida de electrones y huecos fotogenerados. Se debe tener en cuenta que la estructura de bandas del semiconductor debe coincidir con los potenciales redox de reacción, por lo que se suele utilizar como catalizador CeO2 modificado con Si y soportado en Pt aunque la conversión obtenida es del 20%. (le Saché & Reina, 2022) ➢ Reactor solar termoquímico: La catálisis térmica es el proceso más estudiado para DRM, aunque las altas temperaturas requieren de la utilización de combustibles fósiles para dar el calor necesario a la reacción. Si se utiliza calor procedente de la radiación solar se pueden reducir las emisiones de CO2 del proceso hasta en un 21%, aparte de que el DRM puede utilizarse como un mecanismo de almacenamiento de energía a partir de la conversión de la energía solar. Es un proceso que se ha estudiado durante más de 30 años y existen configuraciones para la utilización de la energía solar concentrada (Figura 9)(le Saché & Reina, 2022) Figura 9. Esquema del reactor-receptor volumétrico de irradiación directa. (le Saché & Reina, 2022). 17 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco ➢ Calentamiento por inducción magnética: En DRM es muy importante una buena transferencia de calor para evitar grandes gradientes de temperatura y evitar la desactivación del catalizador, por lo que se propone calentamiento por inducción para aportar energía al sistema. Esto implica el calentamiento de materiales conductores eléctricos o materiales magnéticos sin contacto directo, sino generando el calor en el material de interés reduciendo las pérdidas de calor y la energía consumida. Se aplica un campo magnético oscilante, produciendo calor mediante dos fenómenos: corrientes de Foucault e histéresis magnética. Las corrientes de Foucault provocan calor por efecto Joule, mientras que el calentamiento por histéresis se produce cuando el material ferromagnético atraviesa el bucle de histéresis magnética. (le Saché & Reina, 2022). Se ha estudiado el uso de catalizadores basados en aleaciones de cobalto, como por ejemplo Co-Ni con un soporte de MgAl2O4 que consiguen llegar a temperaturas superiores a los 780ºC únicamente con el oscilamiento del campo magnético. (le Saché & Reina, 2022) ➢ DRM asistido por microondas: Similar al calentamiento por inducción, se produce el calentamiento por microondas sin contacto directo, obteniéndose una gran transmisión de energía y una gran eficiencia comparado con el sistema convencional de calentamiento. Las ondas electromagnéticas interaccionan con los componentes a calentar, que pueden absorber la energía microondas en el catalizador. Igualmente estas microondas tienen un efecto en el reactivo gaseoso, permitiendo reducir la energía de activación y operar a una temperatura y presiones menores (le Saché & Reina, 2022) Este tipo de configuración tiene el inconveniente de que algunas regiones del catalizador pueden absorber una mayor cantidad de irradiación microondas obteniéndose puntos calientes o incluso en la formación de microplasma en el reactor aunque se ha observado que tiene un mayor rendimiento que el sistema convencional . (le Saché & Reina, 2022) ➢ Reactor de columna burbujeante de metal fundido: Son usados normalmente en la pirólisis de metano, permitiendo producir hidrógeno a partir de subproductos de óxidos carbonosos y produciendo carbono sólido. En este tipo de configuración, aunque se opera a temperaturas superiores a los 1000ºC, se evita el envenenamiento del catalizador por la presencia del carbón sólido, debido a que al tener una densidad menor que el metal fundido flota y puede ser separado en operación continua. Se estudia su aplicación en DRM con el mismo concepto, añadiendo una capa de sal fundida (Figura 10). Se opera con dos capas, segregadas por la diferencia de densidad y por su inmiscibilidad. Los gases son introducidos por la parte inferior del reactor, distribuido de manera que produzca pequeñas burbujas y se obtenga un mejor contacto entre la fase gaseosa y las diferentes fases líquidas del reactor, obteniéndose una selectividad del 44% hacia el metano y una conversión del 81% del dióxido de carbono introducido. (le Saché & Reina, 2022) Se debe tener en cuenta que la temperatura de operación sigue siendo muy elevada y que se produce una gran oxidación de los materiales en presencia de agua. (le Saché & Reina, 2022) Figura 10. Esquema de un reactor de columna burbujeante con capa de metal fundido comprimido y otra capa de K2CO3. (le Saché & Reina, 2022). Estado del arte 18 ➢ DRM electroquímico: Se basa en realizar DRM en una celda electrolítica, usando los conceptos de la electrólisis a CO2 y SOFC (Solid Oxide Fuell Cell – Pila de combustible de óxido sólido) con unas condiciones de operación de 800ºC y un potencial de 1,6V. En la electrólisis al dióxido de carbono se produce en el cátodo la separación de la molécula en monóxido de carbono y O2-, el ion generado viaja por el electrolito hasta el ánodo para forma oxígeno diatómico. Para ajustar este proceso a DRM, se introduce en el ánodo el metano, que reaccionará con el ion generado O2- para formar hidrógeno y monóxido de carbono. Se obtienen rendimientos de casi el 100% a 800ºC y se obtiene una resistencia a la generación de coque con un voltaje inferior al 0,9V, pero el ánodo se descompone rápidamente (le Saché & Reina, 2022) ➢ Reactor de membrana: permite combinar reacción y separación en la misma unidad, produciendo una intensificación del proceso. También ayuda a la selectividad y conversión de la reacción, se produce un desplazamiento del equilibrio al no existir los productos en la zona de reacción. Algunas de las membranas más utilizadas son de: oxígeno (MIEC – Miexed oxygen Ion and Electronic Conducting, estructura de tipo perovskita ABO3-5) en las cuales se obtiene una pureza del oxígeno permeado cercana al 100% favoreciendo la selectividad hacia el CO y un control de la temperatura; dióxido de carbono (MOCC – Mixed Oxide ion and Carbonate ion Conductive, composites carbonosos) en las cuales se consigue una distribución homogénea del reactivo y una conversión del 88% del CO2; o hidrógeno permeable (MPEC – Mixed Proton and Electron Conducting ceramic, SrCeO3, BaCeO3) en las cuales se obtiene una temperatura de operación de 550ºC y un producto más puro o control de la pureza deseada. (le Saché & Reina, 2022) ➢ Microrreactores: Surgen de la necesidad de utilizar los recursos energéticos de manera más eficiente y de reducir el impacto ambiental de la industria. Esta configuración permite realizar las mismas actividades industriales en un espacio más reducido de manera menos costosa y siendo capaz de adaptarse a cualquier escala. Son una adaptación de los reactores convencionales. Es un término que se propuso por primera vez en Alemania en 1995. Se define como un sistema de reacción miniaturizado y fabricados por métodos de microtecnología. Esto permite realizar canales en el interior de los mismos que ayudan a obtener un mayor contacto entre reactivo y catalizador. (Córdoba Rodríguez et al., 2022). Estos reactores trabajan en las mismas condiciones de operación que el proceso industrial pero al estar miniaturizados se necesita una menor cantidad de energía para obtener la temperatura deseada y se obtienen mayores rendimientos al existir un mayor contacto entre reactivo y catalizador. A continuación, se muestra una tabla con las ventajas e inconvenientes de cada una de las tecnologías descritas para posteriormente justificar la elección de la tecnología a simular y evaluar: 19 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Tabla 3. Ventajas e inconvenientes de las configuraciones de DR. Elaboración propia. Tecnología Ventajas Inconvenientes DR asistido por plasma Menor temperatura de operación, mayor eficiencia y selectividad. Mayor producción de electrones con una temperatura mayor a la media (puntos calientes) Fotocatálisis Reducción de la temperatura de operación Baja conversión Reactor solar termoquímico Reducción de las emisiones de CO2 y tecnología muy estudiada Requiere de la utilización de combustibles fósiles Calentamiento por inducción magnética Menor desactivación de los catalizadores al aportar calor por inducción magnética Materiales ferromagnéticos y generación de un campo magnético, consumo de energía eléctrica DRM asistido por microondas Menor desactivación de los catalizadores al aportar calor por microondas, mayores rendimientos Generación de puntos fríos y calientes, no hay homogeneidad en la temperatura Reactor de columna burbujeante de metal fundido No hay desactivación por generación de coque, mayor contacto entre reactivo y catalizador Gran temperatura de operación, baja selectividad y oxidación de los materiales DRM electroquímico Resistencia a la generación de coque Descomposición rápida del ánodo, coste de energía eléctrica. Reactor de membrana Combinación de reacción y separación, diferentes configuraciones en función de las necesidades del producto Muy costoso, necesidad de reactivos puros y sensible al deterioro Microrreactores Mayor contacto entre reactivos y catalizador, menor utilización de recursos para el mismo proceso, fácilmente escalable. Altas temperaturas de operación y requiere de tecnologías de alta precisión Esta última configuración ha sido la elegida, basándonos en estudios previos (Córdoba Rodríguez et al., 2022; Navarro Puyuelo et al., 2021), además de la posibilidad de escalarse de manera más fácil que las demás tecnologías, la poca utilización de recursos para la fabricación del reactor y la posibilidad de trabajar en las condiciones usuales de operación. De igual manera, se estudia la simulación de estos reactores para el reformado seco de metano. La temperatura de operación oscilará entre 700ºC y 900ºC, ya que se trata de una reacción altamente endotérmica, tal y como se ha expresado en la introducción. El catalizador está formado de rodio con soporte de alúmina, debido a los estudios previos que han estudiado este tipo de configuración (Córdoba Rodríguez et al., 2022; Navarro Puyuelo et al., 2021). Materiales y métodos 26 26 Tabla 9. Valores de la ecuación cinética de reacción secundaria. (Triana Beltrán, 2020) Expresión Valor A B 𝒌𝟐𝑲𝑪𝑶𝟐−𝟐𝑲𝑯𝟐−𝟐 3,017∗10−5∗𝑒−7907,32 𝑇 -10,4084 -7907,51 𝒌𝟐𝑲𝑪𝑶𝟐−𝟐𝑲𝑯𝟐−𝟐 𝑲𝑷−𝟐 5,341∗10−17∗𝑒−3507,52 𝑇 -37,4687 -3507,70 𝑲𝑪𝑶𝟐−𝟐 5,771∗10−6∗𝑒1114,0245 𝑇 -12,0627 1114,0245 𝑲𝑯𝟐−𝟐 1,494∗10−5∗𝑒724,6816 𝑇 -11,1115 724,6816 Una vez producida la reacción de reformado seco, la corriente producto (REF-P) pasa por una refrigeración hasta los 457ºC en el intercambiador INT3, cuya corriente fría es el gas procedente del PSA. El objetivo de este enfriamiento es acondicionar la corriente para producir el primer reformado con vapor a alta temperatura (HTS-WGS) donde el monóxido de carbono en presencia de agua se convierte en hidrógeno y dióxido de carbono (Ecuación 5). Para esta reacción se ha considerado una conversión del 75% del monóxido de carbono según (Phan et al., 2022). A continuación, se enfría la corriente resultante con el agua procedente del condensador (INT4) hasta de 238ºC para producir la reacción de reformado con vapor de monóxido de carbono (Ecuación 5) a una menor temperatura (LTS-WGS). Se considerará de igual manera una conversión del monóxido de carbono del 75%. Ambos reactores de reformado con vapor se realizan en el modelo RStoic. En la siguiente tabla se incluyen las especificaciones y condiciones de operación necesarias de los equipos contenidos en este apartado: 27 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Tabla 10. Equipos y condiciones de operación de la sección de producción de hidrógeno. (Phan et al., 2022) Equipo Tipo de bloque Descripción Condiciones de operación HTSWGS RStoic Reactor de reformado con vapor a altas temperaturas Temperatura: 457ºC Presión: 15,75 bar Ecuación 5 Conversión de CO: 0,75 INT1 HeatX Intercambiador de calor de carcasas y tubos Temperatura de salida de la corriente caliente: 85ºC INT2 HeatX Intercambiador de calor de carcasas y tubos Temperatura de salida de la corriente fría: [700 - 900ºC] INT3 HeatX Intercambiador de calor de carcasas y tubos Temperatura de salida de la corriente caliente: 350ºC INT4 HeatX Intercambiador de calor de carcasas y tubos Temperatura de salida de la corriente caliente: 210ºC LTSWGS RStoic Reactor de reformado con vapor a baja temperatura Temperatura: 238ºC Presión: 15,7 bar Ecuación 5 Conversión de CO: 0,75 MIX1 Mixer Mezclador de los reactivos - REF RPlug Reactor de reformado seco Longitud: 30mm Diámetro: 16mm Tabla 8; Tabla 9; Ecuación 1; Ecuación 10; Ecuación 11 Cantidad de catalizador: 0,14g Porosidad: [0,42; 0,6] Materiales y métodos 28 28 A partir de esta sección ya se ha producido el hidrógeno y se procede a la separación de los compuestos y a la producción de vapor e integración energética de la siguiente manera: ➢ Separación del producto: De cara a separar el agua producida en el proceso y la que no ha reaccionado, la corriente LTS-P pasa a un proceso de separación compuesto por un enfriamiento y un tanque flash. El enfriamiento se ha llevado a cabo en el intercambiador INT5 con el agua destinada a producción de vapor a alta presión. La temperatura de salida de la corriente caliente (LTS-P) fijada es igual a 38ºC. Seguidamente, esta corriente pasa al equipo tipo Flash (CONDENSE). La corriente exenta de agua se lleva al equipo PSA (PSA) de tipo Component Separator para obtener la corriente pura de hidrógeno. El agua separada se llevará a intercambiadores de calor con las corrientes de salida y entrada a los reformadores de vapor para enfriarlas hasta la temperatura de operación. (Tabla 11. Equipos y condiciones de operación de la sección de separación del producto. (Phan et al., 2022) Tabla 11. Equipos y condiciones de operación de la sección de separación del producto. (Phan et al., 2022) Equipo Tipo de bloque Descripción Condiciones de operación CONDENSE Flash2 Equipo tipo flash para la separación de agua Temperatura: 38ºC Presión: 35ºC INT5 HeatX Intercambiador de calor de carcasas y tubos Temperatura de salida de la corriente caliente: 38ºC PSA Component Separator Equipo PSA Fracción de separación de H2: 1 ➢ Producción de vapor a alta presión: la corriente de cola procedente del PSA (TAILGAS) contiene una gran concentración de metano, por lo que se puede usar para combustión y producción de vapor a alta presión. Esta corriente se mezcla con aire (MIX1) y se precalienta con la corriente procedente de HTSWGS. Una vez precalentada se quema en antorcha (COMBUST), equipo tipo RSTOIC y se destina a calentar la corriente de reactivos del equipo de reformado seco. A continuación, se lleva a un intercambiador de calor (INT6) donde se pone en contacto con la corriente de agua precalentada en la entrada del condensador para producir vapor a alta presión. En la siguiente tabla se muestra las especificaciones de los equipos mencionados: 29 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Tabla 12. Equipos y condiciones de operación de la sección de producción de vapor a alta presión. (Phan et al., 2022) Equipo Tipo de bloque Descripción Condiciones de operación COMBUST RStoic Quemador de gas Temperatura: 1654,6ºC Presión: 15,65 bar INT6 HeatX Intercambiador de calor de carcasas y tubos Fracción de vapor de la corriente fría: 1 Presión de salida de la corriente fría: 36 bar MIXER1 Mixer Mezclador de la corriente de cola y aire para su combustión - También se debe tener en cuenta que se han realizado especificaciones de diseño, en las cuales se calcula: ➢ Caudal de agua necesario para refrigerar la corriente de biogás y que esta no supere los 80ºC, ➢ Caudal de agua destinado a producción de vapor de alta presión, teniendo en cuenta que el producto de la combustión del gas de cola no debe tener una a temperatura inferior a 120ºC para obtener una buena dispersión del gas. 4.4 Evaluación técnico-económico 4.4.1 Validación del modelo Antes de realizar el análisis tecno-económico, se debe comprobar si el modelo de simulación desarrollado se ajusta en lo máximo posible al comportamiento real de los resultados experimentales. Por ello, se realiza un validación del modelo en el cual se compara la simulación realizada con los datos experimentales obtenidos. Este trabajo ha utilizado Aspen Plus para el análisis y optimización de la planta realizada y, de este mismo programa, se han extraído los dato necesarios para la validación del modelo. Los parámetros elegidos para la validación del modelo han sido la conversión y selectividad (Ecuación 12, Ecuación 13 y Ecuación 14) de la reacción, en el cual se caracteriza la actividad catalítica y se compararán con diferentes datos bibliográficos. 𝐶𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛 𝐶𝑂2(%)=𝐶𝑂2,𝐼𝑁−𝐶𝑂2,𝑂𝑈𝑇 𝐶𝑂2,𝐼𝑁 ∗100 Ecuación 12. Conversión del dióxido de carbono. 𝐶𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛 𝐶𝐻4(%)=𝐶𝐻4,𝐼𝑁−𝐶𝐻4,𝑂𝑈𝑇 𝐶𝐻4,𝐼𝑁 ∗100 Ecuación 13. Conversión del metano. Materiales y métodos 30 30 𝑆𝑒𝑙𝑒𝑐𝑡𝑖𝑣𝑖𝑑𝑎𝑑 𝐻2(%)= 𝐻2,𝑂𝑈𝑇 2∗(𝐶𝐻4,𝐼𝑁−𝐶𝐻4,𝑂𝑈𝑇)∗100 Ecuación 14. Selectividad de la reacción hacia el hidrógeno. Los subíndices IN y OUT indica el flujo molar de cada compuesto a la entrada y salida del reactor de reformado seco respectivamente. 4.4.2 Análisis económico La rentabilidad de una planta recae en los costes de la misma, por lo que se debe calcular los costes de inversión y de operación de cada uno de los escenarios planteados, y compararlos entre sí. Esta estimación debe realizarse en la ingeniería conceptual para asegurar el beneficio frente a la inversión realizada y su rentabilidad. Para este análisis se ha considerado una planta a escala laboratorio de producción de gas de síntesis que procesa 6,678 Nm3/h de biogás, ya que es el caudal utilizado en los estudios con los cuales se quiere comparar (Córdoba Rodríguez et al., 2022; Navarro Puyuelo et al., 2021) en los cuales se hizo una experiencia a escala laboratorio. Teniendo en cuenta este dato, el resto de los equipos y demandas energéticas (eléctricas y térmicas) se calcularán en base a esto. ➢ Coste de los equipos Inicialmente debe calcularse el coste base de los equipos utilizados, utilizando la regla de Williams (Ecuación 15). Este método de cálculo se basa en la estimación del coste a partir de la capacidad del equipo, aplicando una regla de escalado: 𝐶𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜 𝑎 0 𝐶𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜 𝑏 0=(𝐴𝑎 𝐴𝑏)𝑛 Ecuación 15. Cálculo del coste base de equipos a partir de otro equipo. Regla de William. Siendo 𝐶𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜 0 el coste del equipo correspondiente en $ y 𝐴 su capacidad. El subíndice b es utilizado para el equipo del cual se conoce el coste y se utiliza como referencia para el cálculo del equipo a. 𝑛 es el exponente de coste y depende del equipo utilizado pero su valor oscila entre 0,4 y 0,8. Estos valores se recopilan en la siguiente tabla: 31 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Tabla 13. Valor de los exponentes "n" de Williams en función del tipo de equipo. (Turton et al., 2012) Equipo Capacidad (Ai) Exponente (n) Equivalencia equipo Referencia Capacidad Compresor Caudal 0,73 Compresor Simulación Aspen Bomba Caudal 0,64 Bomba Simulación Aspen Intercambiador Área de intercambio (m2) 0,6 Intercambiador Simulación Aspen Reformador CO Volumen 0,6 Tanque Chen et al., 2017 Reformador CH4 Volumen 0,6 Torre de relleno (Córdoba Rodríguez et al., 2022; Navarro Puyuelo et al., 2021) Tanque flash Volumen 0,6 Vasija (Penn Separator Corporation, n.d.) PSA Corriente - - (Zhang et al., 2021) Quemador Calor producido (kW) 0,6 Quemador Simulación Aspen En el caso de que no se conozca el coste de un equipo equivalente se puede calcular a partir de una correlación que tiene en cuenta la capacidad del equipo (Ecuación 16): log10𝐶𝑒𝑞𝑢𝑖𝑝𝑜 𝑎 0=𝐾1+𝐾2∗log10(𝐴)+𝐾3(log10(𝐴))2 Ecuación 16. Cálculo del coste base de equipos a partir de correlación. Siendo 𝐾𝑖 parámetros característicos de cada equipo y 𝐴 su capacidad. Dada la casuística de que los equipos operen a presiones diferentes a la atmosférica se debe añadir un factor de corrección 𝐹𝑝. Este factor se calcula con la siguiente ecuación genérica: log10𝐹𝑝=𝐶1+𝐶2log10𝑃+𝐶3(log10𝑃)2 Ecuación 17. Ecuación genérica para el cálculo del factor de corrección. Se debe cumplir que 𝐹𝑝 sea mayor que 1. P es la presión de operación del equipo y 𝐶𝑖 son parámetros característicos del equipo. Tanto P como 𝐶𝑖 deben ir expresados en bar manométrico. También debe de tenerse en cuenta que se debe corregir el coste en función del material en aquellos casos en los que no se utiliza acero al carbono, pero no se considerará tal escenario en este trabajo a excepción de los microrreactores. A continuación, debe actualizarse los costes de los equipos al año de adquisición a partir de la siguiente ecuación: Materiales y métodos 32 32 𝐶𝑎ñ𝑜 𝑥 𝐶𝑎ñ𝑜 𝑦 =(𝐼𝑎ñ𝑜 𝑥 𝐼𝑎ñ𝑜 𝑦) Ecuación 18. Variación de los costes con los años. Siendo 𝐶𝑎ñ𝑜 el coste del equipo e 𝐼𝑎ñ𝑜 el índice de costes. El subíndice “x” se refiere al equipo a estimar y el subíndice “y” al equipo del cual se tiene información. Para obtener los índices de costes deben acudirse a las Tablas de CEPSI. ➢ Coste total de inversión de la planta Una vez conocido el coste de adquisición de todos los equipos, se calcula el coste total de inversión de la planta. Para ello, es necesario calcular el coste de arranque, de las instalaciones o fijo y el capital circulante: o Costes fijos (CF): es el componente de inversión principal, recogiendo entre el 80 y el 90% de los costes totales, se suele estimar a partir de los equipos principales. A su vez se dividen en costes directos (costes del material y mano de obra) e indirectos (asociado a la instalación de la planta). o Costes de arranque (CA): Inversión para poner a punto y arrancar la planta. Se produce el comissioning, calibración de instrumentos, pruebas de arranque, etc. o Capital Circulante (CC): Inversión necesaria para operar la planta inicialmente hasta que se obtienen ingresos por el producto vendido. Se suele afrontar un mes de gatos de operación, es decir, entre el 10-20% del coste total de inversión. Existen muchas técnicas diferentes para el cálculo : o Lang: El coste total de la planta se considera múltiplo del coste del equipo, mostrado en la siguiente ecuación: 𝐶𝐼,𝐺 =𝐹∗∑𝐶𝑇,𝑎 Ecuación 19. Coste total de inversión con el método de Lang. El factor F de Lang depende del tipo de planta: 3,1 para plantas de sólidos; 3,63 para plantas mixtas y 4,74 para plantas de fluidos. o Hand: Aplica el método de Lang de manera individual a cada elemento, teniendo un factor 𝑓ℎ,𝑎 diferente en función del equipo (Ecuación 20¡Error! No se encuentra el origen de la referencia.). 𝐶𝐼,𝐺 =∑(𝑓ℎ,𝑎𝐶𝑇,𝑎) Ecuación 20. Coste total de inversión con el método de Hand. 33 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco o Cran: Método factorial más preciso (Ecuación 21). 𝐶𝐼,𝐺 =[∑(𝑓ℎ,𝑎𝐶𝑇,𝑎)+𝐼∗𝐹𝐼]+𝐹𝑁 Ecuación 21. Coste total de inversión con el método de Cran. Siendo I el coste del instrumento, 𝐹𝐼 el factor de coste del instrumento y 𝐹𝑁 el factor de coste directo. o Chilton: Se parte del valor de los equipos y pondera el resto de los costes por unos factores medios. Este será el método utilizado para la estimación económica de cada escenario presentado. En este caso se calculará los costes de inversión de la planta a partir de los factores de Chilton, los cuales se recogen en la siguiente tabla: Materiales y métodos 34 34 Tabla 14. Factores de Chilton. (Turton et al., 2012) Ítem Costes Factor (fi) Ecuación C1 Equipos principales 1 𝐶1=∑𝐶𝑇,𝑎 C2 Equipos instalados 1,8 𝐶2=𝑓2∗𝐶1 C3 Tuberías. Planta con fluidos. 0,45 𝐶3=𝑓3∗𝐶2 C4 Instrumentación. Algo de instrumentación. 0,07 𝐶4=𝑓4∗𝐶2 C5 Edificios y preparación del terreno. Mixta. 0,4 𝐶5=𝑓5∗𝐶2 C6 Auxiliares. Pequeña ampliación. 0,025 𝐶6=𝑓6∗𝐶2 C7 Líneas exteriores. Unidad separada. 0,1 𝐶7=𝑓7∗𝐶2 C8 Coste Directo Total - 𝐶8=∑𝐶𝑖 7 𝑖=2 C9 Ingeniería y construcción. Complejidad simple. 0,275 𝐶9=𝑓9∗𝐶8 C10 Contingencia y beneficio del contratista. Proceso sujeto a cambios. 0,25 𝐶10=𝑓10∗𝐶9 C11 Factor del tamaño. Planta piloto. 0,25 𝐶11=𝑓11∗𝐶10 C12 Coste Indirecto Total - 𝐶12=∑𝐶𝑖 11 𝑖=9 CTF Coste Total de la planta - C8+C12 Para anualizar los costes de la planta se debe tener en cuenta toda la vida útil de la planta. Para ello se ha considerado: ➢ Tasa de interés anual del 7% (i) ➢ 15 años de vida útil (n) ➢ Dos años de construcción de la planta Por lo que se obtiene la siguiente ecuación para el cálculo de los costes anualizados: 𝐶𝑇𝐼𝑎=𝐶𝑇𝐼 (1+𝑖)𝑛−1 𝑖∗(1+𝑖)𝑛 Ecuación 22. Coste total de inversión anualizado. 35 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco ➢ Costes de operación El coste de operación depende a su vez del coste de los servicios, materia prima y mano de obra: o Costes de los servicios: Se deben tomar los valores estándar que se aplican a los diferentes servicios, tal y como se muestra en la siguiente tabla: Tabla 15. Coste asociado a los servicios. (Turton et al., 2012) Servicio Condiciones Precio Agua de enfriamiento Líquido: 20ºC, 1 bar 0,000067 $/kg Electricidad - 0,06 $/kWh o Costes de la materia prima: El precio del biogás en Europa es de 30 USD/MBtu (International Energy Agency, 2020), que teniendo en cuenta que este biogás tiene un poder calorífico de 20,21 Btu/m3 (calculado a partir de la composición de metano en el biogas y su poder calorífico), se obtiene un precio de 0,31 USD/m3. Para el coste del agua se asume un precio de 0,000067 $/kg (Turton et al., 2012). Para el coste de la reposición de catalizador se ha recurrido al coste del Rodio íntegramente, ya que el precio de la alúmina no es significativo en comparación. El precio de rodio es de 352$/g (García Santos, 2023), por lo que al tratarse de un catalizador con 0,14g de rodio el catalizador tiene un precio de 49,28 $ anualmente. No se tendrá en cuesta el coste del aire utilizado para la combustión del gas resultante producido en el proceso. o Costes mano de obra: Se debe acudir a la siguiente ecuación, que depende de los equipos de la planta: 𝑀.𝑂.𝐷=∑(𝑁𝑜𝑝,𝑖∗𝐸𝑞𝑖)∗(𝑆𝑎𝑙($ ℎ))∗𝐹𝐶∗8760(ℎ 𝑎) Ecuación 23. Cálculo del coste de la mano de obra. Donde Nop es el número de operarios necesarios, estimados a partir de la . Tabla 16, Eq el equipo necesario, Sal el salario del operario estimado en 20.000$/a, FC el factor de capacidad (85%) y 8760 las horas trabajadas al año. Resultados y discusión 42 42 Figura 15. Comparación entre la carga de catalizador y la conversión a 700ºC. La Figura 15 muestra como un pequeño aumento de la carga de catalizador produce un gran impacto sobre la conversión de los reactivos, con una tendencia logarítmica. Esto es congruente con lo expresado en las referencias Navarro Puyuelo et al., 2021 y Córdoba Rodríguez et al., 2022, en el cual se expresa que al aumentar la carga de catalizador se obtiene una mayor conversión del reactivo. 5.2 Evaluación tecno-económica 5.2.1 Validación del modelo Antes de realizar el análisis económico se debe comprobar que el modelo se ajusta a la experiencia en laboratorio y a las diferentes bibliografías consultadas. Para ello, los parámetros utilizados para compararlos han sido a la selectividad y conversión expresadas en Córdoba Rodríguez et al., 2022 y Navarro Puyuelo et al., 2021. Para ello, se han comparado los diferente valores de temperaturas, sin tener en cuenta los diferentes tipos de reactor, y se contrastan con las obtenidas en la simulación, tal y como se muestra en la siguiente tabla: Tabla 21. Validación del método. Elaboración propia. Referencia Conversión CO2 Conversión CH4 Selectividad H2 Córdoba Rodríguez et al., 2022 (Monolito cerámico) 10,06% 3,4% 77,45% Navarro Puyuelo et al., 2021 (Monolito metálico) 30,03% 46,75% 17,92% Modelo Aspen (Monolito cerámico a 700ºC) 11,59% 7,56% 95,77% Se observa como los resultados obtenidos de conversión de los reactivos son similares a los expresados en los monolitos cerámicos. Sin embargo, la selectividad difiere con las expresadas en ambas referencias, pero se considera un modelo válido. Esto se debe a que sólo difiere en un parámetro y de manera no significativa. Es importante tener en cuenta que Aspen no es una herramienta que permita estudiar la fluidodinámica de los monolitos. 43 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco 5.2.2 Análisis económico Teniendo en cuenta los estudios previos y la naturaleza de la reacción se ha decidido estudiar tres temperaturas diferentes de operación: 700ºC, 800ºC y 900ºC. Esto es debido a que se trata de una reacción altamente endotérmica y requiere una gran temperatura de operación para que se produzca. De igual manera, se ha decidido estudiar dos configuraciones diferentes de reactor: monolito cerámico y metálico. Esto es debido a que son en los cuales se ha basado el estudio para la validación del modelo y el escalado del proceso. Teniendo en cuenta lo comentado anteriormente, en este apartado se recogerán los costes asociados a una planta a escala laboratorio con los diferentes ítems referidos anteriormente designándose: ➢ Escenario 1: Monolito cerámico a 700ºC ➢ Escenario 2: Monolito cerámico a 800ºC ➢ Escenario 3: Monolito cerámico a 900ºC ➢ Escenario 4: Monolito metálico a 700ºC ➢ Escenario 5: Monolito metálico a 800ºC ➢ Escenario 6: Monolito metálico a 900ºC Resultados y discusión 44 44 5.2.2.1 Coste de los equipos Tabla 22. Coste de los equipos. Elaboración propia. Equipo Coste ($) Escenario 1 2 3 4 5 6 C1 904,99 904,99 904,99 904,99 904,99 904,99 C2 584,14 584,14 584,14 584,14 584,14 584,14 C3 385,10 385,10 385,10 385,10 385,10 385,10 C4 296,14 296,14 296,14 296,14 296,14 296,14 COMBUST 35656,40 35988,30 36380,89 35656,40 35988,30 36380,89 CONDENSE 20,75 20,75 20,75 20,75 20,75 20,75 HTS-WGS 533,15 533,15 533,15 533,15 533,15 533,15 INT1 315,78 320,46 325,60 315,78 320,46 325,60 INT2 109,48 121,16 133,44 109,48 121,16 133,44 INT3 98,22 106,81 113,44 98,22 106,81 113,44 INT4 144,99 145,73 146,53 144,99 145,73 146,53 INT5 556,68 547,85 537,78 556,68 547,85 537,78 INT6 1023,80 1020,35 1016,59 1023,80 1020,35 1016,59 INTC1 79,68 79,68 79,68 79,68 79,68 79,68 INTC2 76,93 76,93 76,93 76,93 76,93 76,93 INTC3 61,55 61,55 61,55 61,55 61,55 61,55 LTS-WGS 533,15 533,15 533,15 533,15 533,15 533,15 P1 26,59 26,59 26,59 26,59 26,59 26,59 P2 32,03 32,03 32,03 32,03 32,03 32,03 P3 32,03 32,03 32,03 32,03 32,03 32,03 P4 32,03 32,03 32,03 32,03 32,03 32,03 PSA 38,52 124,82 131,27 38,52 124,82 131,27 REF 0,06 0,06 0,06 0,19 0,19 0,19 TOTAL 41.542,20 41.973,80 42.383,60 41.542,30 41.973,88 42.383.70 45 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco A continuación, se compara en la siguiente gráfica el coste de los diferentes equipos entre sí: Figura 16. Comparación entre el coste de los equipos de la planta a nivel laboratorio en el escenario 1. Elaboración propia. Atendiendo a los resultados mostrados en la Tabla 22, el coste de los equipos es muy similar en los diferentes escenarios. Si se representa el coste de cada uno de los equipos para el Escenario 1 (Figura 16), se observa que la mayor inversión se debe realizar sobre el combustionador debido al gran efluente de metano que recibe (baja conversión en el reactor) y a la cantidad de calor que este produce. También puede apreciarse como el menor coste está asociado a las bombas, ya que el caudal de agua a bombear es muy pequeño y, por lo tanto, este será el menor coste de todos. 5.2.2.2 Coste de las materias primas En todos los casos se han utilizado las mismas materias primas y caudales excepto en la producción de vapor de alta presión que cambia únicamente en función de la temperatura de operación, por lo que el coste de las materias primas será: Tabla 23. Coste y consumo de materias primas. Elaboración propia. Materia prima Caudal/Cantidad Precio ($/a) Biogás 7,29 m3/h 26839,15 Agua para reformado 5,79 kg/h 18,88 Aire 200 kmol/h 0 Catalizador 0,14g 49,28 Compresores 5% Bombas 0% Intercambiadore s de calor 6% Reactores 3% Separadores 0% Combustionador 86% Resultados y discusión 46 46 5.2.2.3 Costes de los servicios auxiliares Al igual que en el caso anterior, no existe diferencia entre la demanda de servicios auxiliares en cada escenario. Esto es debido a que la zona de reformado seco (la variante entre escenarios) está integrada en su totalidad. En la siguiente tabla se recogen los costes asociados a electricidad y agua de enfriamiento: Tabla 24. Coste y consumo de servicios auxiliares. Elaboración propia. Servicio Auxiliar Cantidad Precio ($/a) Electricidad 0,916 kW 747,13 Agua de enfriamiento 28,06 kg/h 25,54 Total - 772,67 5.2.2.4 Coste de la mano de obra En todos los casos existe el mismo número de equipos, por lo que será necesario 5 operarios en total y los costes obtenidos serán de 127.500$/a. 5.2.2.5 Coste directo, indirecto, total de producción e inversión y coste de inversión anualizado El desarrollo de los factores de Chilton y cálculo de coste de producción total se encuentra desarrollado en el Anexo II. Tabla 25. Costes directo, indirecto, total de producción, inversión e inversión anualizado de los diferentes escenarios. Elaboración propia. Costes ($/a) Escenario 1 2 3 4 5 6 Coste directo total 111.749 112.910 114.012 111.749 112.910 114.012 Coste indirecto total 40.334,3 40.753,3 41.151,2 40.334,3 40.753,42 41.151,34 Coste total de inversión 152.083 153.663 155.163 152.083 153.663,3 155.163,71 Coste total de inversión anualizado 16.697,88 16.871,36 17.036,09 16.697,88 16.871,36 17.036,09 Coste de producción directo 233.284 233.742 234.177 233.284 233.742 234.177 Coste de producción indirecto 12.315,7 12.443,6 12.565,1 12.315,7 12.443,66 12.565,2 Coste total de producción 245.607 246.186 246.750 245.610 246.186 246.742 47 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco 5.2.2.6 Ingresos por ventas Las ventas consideradas han sido las de venta de hidrógeno y vapor de alta presión. Como solo varían en función de la temperatura y no es dependiente de la porosidad del material (tipo de monolito) se presenta en la siguiente tabla los diferentes ingresos dependiendo de las condiciones de operación: Tabla 26. Ingresos por ventas de los diferentes escenarios. Elaboración propia. Temperatura de operación 700ºC Escenarios 1 y 4 800ºC Escenarios 2 y 5 900ºC Escenarios 3 y 6 Producción de hidrógeno 314,62 490,91 684,73 Producción de HPS 30.468,12 30.145,72 29.820,82 Ingresos totales 30.782,74 $/a 30.636,63 $/a 30.505,55 $/a 5.3 Escalado industrial Para el escalado industrial se ha elegido el escenario 3, monolito cerámico a 900ºC debido a que los resultados obtenidos del análisis económico muestran un gran aumento de la conversión (26% en el caso de dióxido de carbono, escenario 3) sin ser necesario una gran inversión en los equipos (variación menor del 1,2%, coste de 42.383 $) a partir de la misma materia prima y servicios auxiliares. Así mismo, dicho escenario contempla una integración energética que no implica un aporte de energía extra, tal y como se expresa en el apartado 5.2.2.3. Para el escalado industrial se propone una planta de producción de 50.000 Nm3/h de hidrógeno (Minh et al., 2018), en el que las materias primas necesarias se han fijado con una relación molar 1,07/1 a la entrada al reactor de reformado seco de agua/biogás. De igual manera, el reactor de reformado seco se compondrá de 20.000 microrreactores de reformado seco, al buscar aumentar la producción en 20.000 veces de manera aproximada (de una producción de 2,5 Nm3/h obtenida en la planta a escala laboratorio a 50.000 Nm3/h). Se dispondrán 200 tandas de 20 microrreactores, obteniéndose las siguientes dimensiones y cantidad de catalizador: Tabla 27. Configuración del reactor de DR a escala industrial. Elaboración propia. Diámetro 320 mm Longitud 6.000 mm Cantidad de catalizador 2800 g De igual manera debe aumentarse los caudales de entrada al reactor, siendo necesario para obtener la producción deseada 130.200 Nm3/h de biogás y 6.471 kmol/h de agua. Resultados y discusión 48 48 5.3.1 Evaluación económica del escalado industrial A continuación, se muestra los costes de las materias primas (Tabla 28), servicios auxiliares (Tabla 29), equipos necesarios para la planta industrial con la comparación entre los costes de los mismos (Tabla 30); así como los ingresos producidos por ventas (Tabla 31): Tabla 28. Coste de las materias primas a escala industrial. Elaboración propia. Materia prima Caudal/Cantidad Precio ($/a) Biogás 142.222 m3/h 523.277.426,07 Agua para reformado 116.577 kg/h 8.969.001,07 Catalizador 2800 g 985.600 Tabla 29. Coste y consumo de servicios auxiliares en escala industrial. Elaboración propia. Servicio Auxiliar Cantidad Precio ($/a) Electricidad 17.854,12 kW 14.568.901,03 Agua de enfriamiento 547.077 kg/h 497.925,53 Total - 15.066.826,57 El consumo total de energía ha sido de 3,97 kW/kg H2, 5 veces menor que el artículo realizado por Phan et al., 2020 (15,79 kWh/kg H2) y 1,15 veces menor que en el artículo realizado por Lee et al., 2020 (16.672.714,29 $/a para la misma producción de hidrógeno). 49 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Tabla 30. Coste de los equipos necesarios a escala industrial. Elaboración propia. Equipo Coste (M$) C1 1,185 C2 0,765 C3 0,510 C4 0,403 COMBUST 18,110 CONDENSE 0,003 HTS-WGS 0,030 INT1 0,051 INT2 0,021 INT3 0,018 INT4 0,023 INT5 0,086 INT6 0,163 INTC1 0,012 INTC2 0,012 INTC3 0,009 LTS-WGS 0,030 P1 0,017 P2 0,017 P3 0,017 P4 0,017. PSA 0,028 REF 0,052 TOTAL 68,894 Resultados y discusión 50 50 Figura 17. Comparación entre los costes de los equipos de la planta industrial. Elaboración propia. En la Figura 17. Comparación entre los costes de los equipos de la planta industrial. Elaboración propia.se muestra que, al igual que en el caso de planta a escala laboratorio, la mayor inversión que se debe realizar es sobre el quemador del gas que no ha reaccionado, a diferencia de otros artículos tales y como son Lee et al., 2020 en el cual el mayor coste está asociado al equipo PSA. Al igual que en el caso de los diferentes escenarios a escala laboratorio, se vuelve a apreciar como las bombas son los equipos que requieren menor inversión asociado, ya que el caudal de agua a bombear es mucho menor que el caudal de biogás. Esta similitud entre el escalado y los escenarios laboratorios se debe a que para el escalado de la planta se ha aumentado la capacidad de los equipos pero no el número de equipos. Tabla 31. Ingresos por ventas en escala industrial. Elaboración propia. Producto Cantidad Ingresos ($/a) Producción de hidrógeno 4.499,41 kg/h 13.490.842,2 Producción de HPS 2.634.430 kg/h 595.499.119,93 Ingresos totales - 608.989.962,1 En la tabla 31 se muestra como la mayoría de los ingresos provienen de la venta de vapor de alta presión, dado que el caudal producido es muy superior al de la producción de hidrógeno. Compresores 13% Bombas 0% Intercambiadores de calor 2% Separadores 0% Reactores 1% Combustionador 84% Comparación entre los costes de los equipos 51 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco A continuación, se muestra una tabla con los costes directo, indirecto, de inversión e inversión anualizado, ý producción directo, indirecto y total: Tabla 32. Costes directo, indirecto, de inversión y producción del escalado industrial. Elaboración propia. Costes (M$/a) Coste directo total 58,08 Coste indirecto total 20,96 Coste total de inversión 79,04 Coste total de inversión anualizado 8,67 Coste de producción directo 571,38 Coste de producción indirecto 6,40 Coste total de producción 577,93 El coste total de producción de 14,68 $/kg H2, un coste hasta 4,5 veces mayor que otros estudios que han realizado un escalado industrial de una planta de producción de hidrógeno a partir de reformado seco (Lee et al., 2020) que han obtenido un coste total de producción de 3,27 $/kg H2. Esto se deberá a la baja conversión de reactivo y costes asociados en su mayoría al caudal de reactivo necesario para producir la reacción. Anexos 58 58 Unidades H2 HPS HTS-F HTS-P LTS-F LTS-P MIX PSA-F PWW REF-F REF-P S1 Desde PSA INT6 INT3 HTS-WGS INT4 LTS-WGS MIXER1 CONDENSE INT5 INT2 REF INT1 Hacia HTS-WGS INT4 LTS-WGS INT5 INT1 PSA INT6 REF INT3 INT2 Fase Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Mix Vapor Liquido Vapor Vapor Mix Fracción molar CH4 0,00 0,00 0,25 0,25 0,25 0,25 0,29 0,47 0,00 0,29 0,25 0,29 CO2 0,00 0,00 0,16 0,19 0,19 0,20 0,19 0,37 0,00 0,19 0,16 0,19 H2O 0,00 1,00 0,50 0,47 0,47 0,46 0,52 0,01 1,00 0,52 0,50 0,52 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,04 0,01 0,01 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,04 0,00 H2 1,00 0,00 0,04 0,07 0,07 0,08 0,00 0,15 0,00 0,00 0,04 0,00 O2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 0,05 7,48 0,65 0,65 0,65 0,65 0,62 0,35 7,48 0,62 0,65 0,62 Flujo másico kg/h 0,10 134,79 13,92 13,92 13,92 13,92 13,92 8,58 134,79 13,92 13,92 13,92 Flujo volumétrico m3/h 0,09 7,77 2,08 2,48 1,61 1,72 0,50 0,57 0,18 3,13 2,89 0,78 Temperatura ºC 38,00 244,25 350,00 457,00 210,00 238,00 50,19 38,00 50,62 700,00 591,50 133,40 Presión Bar 15,65 36,00 16,00 15,75 15,75 15,70 16,00 15,65 1,00 16,00 16,00 16,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,48 1,00 0,00 1,00 1,00 0,60 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,52 0,00 1,00 0,00 0,00 0,40 Entalpía kJ/kmol 389,24 -236010 -196120 -192530 -203220 -202380 -244160 -182660 -283980 -193050 -185020 -234710 Entropía kJ/kmol*K -0,02 -0,06 -0,02 -0,02 -0,03 -0,03 -0,11 -0,05 -0,16 -0,01 -0,01 -0,09 59 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Unidades S3 S6 STEAM1 STEAM2 TAILGAS WATER WW Desde INTC2 INTC3 C4 P4 PSA Hacia C3 C4 MIXER1 MIXER1 MIX1 P1 INT5 Fase Vapor Vapor Vapor Liquido Mix Liquido Liquid Fracción molar CH4 0,60 0,60 0,60 0,00 0,55 0,00 0,00 CO2 0,40 0,40 0,40 0,00 0,44 0,00 0,00 H2O 0,00 0,00 0,00 1,00 0,01 1,00 1,00 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,01 0,00 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 O2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 0,30 0,30 0,30 0,32 0,30 0,32 7,48 Flujo másico kg/h 8,13 8,13 8,13 5,79 8,48 5,79 134,79 Flujo volumétrico m3/h 1,08 0,72 0,59 0,01 0,48 0,01 0,18 Temperatura ºC 80,00 80,00 109,72 25,25 38,00 25,00 20,00 Presión Bar 8,00 12,00 16,00 16,00 15,65 1,01 1,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 0,00 1,00 0,00 0,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 Entalpía kJ/kmol -200210 -200280 -199130 -285890 -214640 -285930 -286320 Entropía kJ/kmol*K -0,05 -0,06 -0,06 -0,16 -0,06 -0,16 -0,16 Anexos 60 60 Escenario 2: Monolito cerámico an 800ºC Unidades 1 11 1S 2 2CONW 3 3CONW 5 6 7 9 AIRE Desde INTC1 INT3 C2 INTC2 INT1 INTC3 P2 P3 P4 CONDENSE MIX1 Hacia Vapor Vapor Vapor Vapor Mixed Vapor Mixed Liquid Liquid Liquid Mixed Vapor Fase Fracción molar 0,60 0,02 0,60 0,60 0,00 0,60 0,00 0,00 0,00 0,00 0,24 CH4 0,40 0,02 0,40 0,40 0,00 0,40 0,00 0,00 0,00 0,00 0,21 0,00 CO2 0,00 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,43 0,00 H2O 0,00 0,76 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,79 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,12 0,00 H2 0,00 0,20 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,21 O2 0,00 0,22 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,23 Flujo molar kmol/h 0,30 7,23 0,30 0,30 0,28 0,30 0,28 0,32 0,32 0,32 0,66 6,93 Flujo másico kg/h 8,13 208,68 8,13 8,13 5,08 8,13 5,08 5,79 5,79 5,79 13,92 200,00 Flujo volumétrico m3/h 2,68 179,30 2,18 1,32 0,23 0,81 0,01 0,01 0,01 0,01 0,62 171,86 Temperatura ºC 160,16 25,07 80,00 152,44 200,08 121,99 85,00 25,05 25,12 25,19 38,00 25,00 Presión Bar 4,00 1,00 4,00 8,00 15,65 12,00 15,65 4,00 8,00 12,00 15,70 1,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 0,35 1,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,58 1,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 0,00 0,65 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,42 0,00 Entalpía kJ/kmol -196850 -9185,31 -200140 -197220 -260330 -198560 -281570 -285920 -285910 -285900 -221350 -6,24 Entropía kJ/kmol*K -0,04 0,00 -0,05 -0,04 -0,10 -0,05 -0,15 -0,16 -0,16 -0,16 -0,09 0,00 61 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Unidades BIOGA S COM-F COM-P CONWATE R CW1 CW1S CW2 CW2S CW3 CW3S FG1 FLUEGA S Desde INT3 COMBUS T CONDENSE INTC1 INTC2 INTC3 INT6 INT2 Hacia C1 COMBUS T INT2 INT4 INTC1 INTC2 INTC3 INT6 Fase Vapor Vapor Vapor Liquid Liquido Liquido Liquido Liquido Liquido Liquido Vapor Vapor Fracción molar CH4 0,60 0,02 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO2 0,40 0,02 0,04 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,04 0,04 H2O 0,00 0,00 0,04 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,04 0,04 N2 0,00 0,76 0,76 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,76 0,76 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 O2 0,00 0,20 0,16 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,16 0,16 Flujo molar kmol/h 0,30 7,23 7,23 0,28 0,64 0,64 0,58 0,58 0,33 0,33 7,23 7,23 Flujo másico kg/h 8,13 208,68 208,68 5,08 11,55 11,55 10,48 10,48 6,03 6,03 208,68 208,68 Flujo volumétrico m3/h 7,29 203,38 73,89 0,01 0,02 0,02 0,01 0,01 0,01 0,01 15,13 69,79 Temperatura ºC 25,00 65,03 1651,60 38,00 25,00 45,00 25,00 45,00 25,00 45,00 120,00 1544,78 Presión Bar 1,01 1,00 15,65 15,65 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 15,65 15,65 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 1,00 1,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,00 0,00 Entalpía kJ/kmol -202150 -8002,76 29403,36 -285140 - 285930 - 284410 - 285930 - 284410 - 285930 - 284410 - 23770,6 3 25386,69 Entropía kJ/kmol* K -0,04 0,01 0,04 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,01 0,04 Anexos 62 62 Unidades H2 HPS HTS-F HTS-P LTS-F LTS-P MIX PSA-F PWW REF-F REF-P S1 Desde PSA INT6 INT3 HTS-WGS INT4 LTS-WGS MIXER1 CONDENSE INT5 INT2 REF INT1 Hacia HTS-WGS INT4 LTS-WGS INT5 INT1 PSA INT6 REF INT3 INT2 Fase Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Mix Vapor Liquido Vapor Vapor Mix Fracción molar CH4 0,00 0,00 0,24 0,24 0,24 0,24 0,29 0,41 0,00 0,29 0,24 0,29 CO2 0,00 0,00 0,15 0,20 0,20 0,21 0,19 0,36 0,00 0,19 0,15 0,19 H2O 0,00 1,00 0,49 0,44 0,44 0,43 0,52 0,01 1,00 0,52 0,49 0,52 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,07 0,02 0,02 0,00 0,00 0,01 0,00 0,00 0,07 0,00 H2 1,00 0,00 0,06 0,11 0,11 0,12 0,00 0,21 0,00 0,00 0,06 0,00 O2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 0,08 7,40 0,66 0,66 0,66 0,66 0,62 0,38 7,40 0,62 0,66 0,62 Flujo másico kg/h 0,16 133,36 13,92 13,92 13,92 13,92 13,92 8,84 133,36 13,92 13,92 13,92 Flujo volumétrico m3/h 0,14 7,69 2,13 2,54 1,65 1,76 0,50 0,62 0,18 3,44 3,11 0,78 Temperatura ºC 38,00 244,25 350,00 457,00 210,00 238,00 50,19 38,00 49,98 800,00 634,50 134,18 Presión Bar 15,65 36,00 16,00 15,75 15,75 15,70 16,00 15,65 1,00 16,00 16,00 16,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,48 1,00 0,00 1,00 1,00 0,61 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,52 0,00 1,00 0,00 0,00 0,39 Entalpía kJ/kmol 389,24 -236010 -188680 -185820 -196360 -195700 -244160 -174240 -284030 -187650 -175750 -234530 Entropía kJ/kmol*K -0,02 -0,06 -0,02 -0,01 -0,03 -0,03 -0,11 -0,04 -0,16 0,00 0,00 -0,09 63 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Unidades S3 S6 STEAM1 STEAM2 TAILGAS WATER WW Desde INTC2 INTC3 C4 P4 PSA Hacia C3 C4 MIXER1 MIXER1 MIX1 P1 INT5 Fase Vapor Vapor Vapor Liquid Mix Liquido Liquido Fracción molar CH4 0,60 0,60 0,60 0,00 0,52 0,00 0,00 CO2 0,40 0,40 0,40 0,00 0,46 0,00 0,00 H2O 0,00 0,00 0,00 1,00 0,01 1,00 1,00 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,01 0,00 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 O2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 0,30 0,30 0,30 0,32 0,30 0,32 7,40 Flujo másico kg/h 8,13 8,13 8,13 5,79 8,68 5,79 133,36 Flujo volumétrico m3/h 1,08 0,72 0,59 0,01 0,48 0,01 0,18 Temperatura ºC 80,00 80,00 109,72 25,25 38,00 25,00 20,00 Presión Bar 8,00 12,00 16,00 16,00 15,65 1,01 1,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 0,00 1,00 0,00 0,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 Entalpía kJ/kmol -200210 -200280 -199130 -285890 -221820 -285930 -286320 Entropía kJ/kmol*K -0,05 -0,06 -0,06 -0,16 -0,06 -0,16 -0,16 Anexos 64 64 Escenario 3: Monolito cerámico a 900ºC Unidades 1 11 1S 2 2CONW 3 3CONW 5 6 7 9 AIRE Desde C1 MIX1 INTC1 C2 INT4 C3 INT1 P1 P2 P3 INT5 Hacia INTC1 INT3 C2 INTC2 INT1 INTC3 P2 P3 P4 CONDENSE MIX1 Fase Vapor Vapor Vapor Vapor Mix Vapor Mix Liquido Liquido Liquido Mix Vapor Fracción molar CH4 0,60 0,02 0,60 0,60 0,00 0,60 0,00 0,00 0,00 0,00 0,22 0,00 CO2 0,40 0,02 0,40 0,40 0,00 0,40 0,00 0,00 0,00 0,00 0,21 0,00 H2O 0,00 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,39 0,00 N2 0,00 0,76 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,79 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,01 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,17 0,00 O2 0,00 0,20 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,21 Flujo molar kmol/h 0,30 7,23 0,30 0,30 0,27 0,30 0,27 0,32 0,32 0,32 0,68 6,93 Flujo másico kg/h 8,13 208,90 8,13 8,13 4,79 8,13 4,79 5,79 5,79 5,79 13,92 200,00 Flujo volumétrico m3/h 2,68 179,28 2,18 1,32 0,25 0,81 0,01 0,01 0,01 0,01 0,67 171,86 Temperatura ºC 160,16 25,02 80,00 152,44 200,13 121,99 85,00 25,05 25,12 25,19 38,00 25,00 Presión Bar 4,00 1,00 4,00 8,00 15,65 12,00 15,65 4,00 8,00 12,00 15,70 1,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 0,39 1,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,61 1,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 0,00 0,61 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,39 0,000 Entalpía kJ/kmol -196850 -9516,79 -200140 -197220 -258620 -198560 -281560 -285920 -285910 -285900 -212830 -6,24 Entropía kJ/kmol*K -0,04 0,00 -0,05 -0,04 -0,10 -0,05 -0,15 -0,16 -0,16 -0,16 -0,09 0,00 65 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Unidades BIOGA S COM-F COM-P CONWATE R CW1 CW1S CW2 CW2S CW3 CW3S FG1 FLUEGA S Desde INT3 COMBUS T CONDENSE INTC1 INTC2 INTC3 INT6 INT2 Hacia C1 COMBUS T INT2 INT4 INTC1 INTC2 INTC3 INT6 Fase Vapor Vapor Vapor Liquido Liquido Liquido Liquido Liquido Liquido Liquido Vapor Vapor Fracción molar CH4 0,60 0,02 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO2 0,40 0,02 0,04 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,04 0,04 H2O 0,00 0,00 0,04 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,04 0,04 N2 0,00 0,76 0,76 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,76 0,76 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 O2 0,00 0,20 0,16 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,16 0,16 Flujo molar kmol/h 0,30 7,23 7,23 0,27 0,64 0,64 0,58 0,58 0,33 0,33 7,23 7,23 Flujo másico kg/h 8,13 208,90 208,90 4,79 11,55 11,55 10,48 10,48 6,03 6,03 208,90 208,90 Flujo volumétrico m3/h 7,29 206,55 73,90 0,01 0,02 0,02 0,01 0,01 0,01 0,01 15,13 69,34 Temperatura ºC 25,00 70,27 1651,60 38,00 25,00 45,00 25,00 45,00 25,00 45,00 120,00 1532,90 Presión Bar 1,01 1,00 15,65 15,65 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 15,65 15,65 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 1,00 1,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,00 0,00 Entalpía kJ/kmol -202150 -8177,38 29912,46 -285130 - 285930 - 284410 - 285930 - 284410 - 285930 - 284410 - 23232,9 4 25454,30 Entropía kJ/kmol* K -0,04 0,01 0,04 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,01 0,04 Anexos 66 66 Unidades H2 HPS HTS-F HTS-P LTS-F LTS-P MIX PSA-F PWW REF-F REF-P S1 Desde PSA INT6 INT3 HTS-WGS INT4 LTS-WGS MIXER1 CONDENSE INT5 INT2 REF INT1 Hacia HTS-WGS INT4 LTS-WGS INT5 INT1 PSA INT6 REF INT3 INT2 Fase Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Mixed Vapor Liquid Vapor Vapor Mixed Fracción molar CH4 0,00 0,00 0,22 0,22 0,22 0,22 0,29 0,36 0,00 0,29 0,22 0,29 CO2 0,00 0,00 0,13 0,20 0,20 0,21 0,19 0,35 0,00 0,19 0,13 0,19 H2O 0,00 1,00 0,48 0,41 0,41 0,39 0,52 0,01 1,00 0,52 0,48 0,52 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,09 0,02 0,02 0,01 0,00 0,01 0,00 0,00 0,09 0,00 H2 1,00 0,00 0,08 0,15 0,15 0,17 0,00 0,27 0,00 0,00 0,08 0,00 O2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 0,11 7,32 0,68 0,68 0,68 0,68 0,62 0,41 7,32 0,62 0,68 0,62 Flujo másico kg/h 0,23 131,92 13,92 13,92 13,92 13,92 13,92 9,13 131,92 13,92 13,92 13,92 Flujo volumétrico m3/h 0,19 7,61 2,18 2,61 1,69 1,80 0,50 0,67 0,18 3,76 3,30 0,79 Temperatura ºC 38,00 244,25 350,00 457,00 210,00 238,00 50,19 38,00 49,24 900,00 669,22 135,01 Presión Bar 15,65 36,00 16,00 15,75 15,75 15,70 16,00 15,65 1,00 16,00 16,00 16,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,48 1,00 0,00 1,00 1,00 0,61 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,52 0,00 1,00 0,00 0,00 0,39 Entalpía kJ/kmol 389,24 -236010 -180850 -178780 -189150 -188690 -244160 -166360 -284080 -182310 -166570 -234340 Entropía kJ/kmol*K -0,02 -0,06 -0,02 -0,01 -0,03 -0,03 -0,11 -0,04 -0,16 0,00 0,00 -0,08 67 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Unidades S3 S6 STEAM1 STEAM2 TAILGAS WATER WW Desde INTC2 INTC3 C4 P4 PSA Hacia C3 C4 MIXER1 MIXER1 MIX1 P1 INT5 Fase Vapor Vapor Vapor Liquid Mix Liquido Liquido Fracción molar CH4 0,60 0,60 0,60 0,00 0,50 0,00 0,00 CO2 0,40 0,40 0,40 0,00 0,48 0,00 0,00 H2O 0,00 0,00 0,00 1,00 0,01 1,00 1,00 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,01 0,00 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 O2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 0,30 0,30 0,30 0,32 0,30 0,32 7,32 Flujo másico kg/h 8,13 8,13 8,13 5,79 8,90 5,79 131,92 Flujo volumétrico m3/h 1,08 0,72 0,59 0,01 0,48 0,01 0,17 Temperatura ºC 80,00 80,00 109,72 25,25 38,00 25,00 20,00 Presión Bar 8,00 12,00 16,00 16,00 15,65 1,01 1,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 0,00 1,00 0,00 0,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 Entalpía kJ/kmol -200210 -200280 -199130 -285890 -229670 -285930 -286320 Entropía kJ/kmol*K -0,05 -0,06 -0,06 -0,16 -0,05 -0,16 -0,16 Anexos 74 74 Unidades H2 HPS HTS-F HTS-P LTS-F LTS-P MIX PSA-F PWW REF-F REF-P S1 Desde PSA INT6 INT3 HTS-WGS INT4 LTS-WGS MIXER1 CONDENSE INT5 INT2 REF INT1 Hacia HTS-WGS INT4 LTS-WGS INT5 INT1 PSA INT6 REF INT3 INT2 Fase Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Mix Vapor Liquido Vapor Vapor Mix Fracción molar CH4 0,00 0,00 0,24 0,24 0,24 0,24 0,29 0,41 0,00 0,29 0,24 0,29 CO2 0,00 0,00 0,15 0,20 0,20 0,21 0,19 0,36 0,00 0,19 0,15 0,19 H2O 0,00 1,00 0,49 0,44 0,44 0,43 0,52 0,01 1,00 0,52 0,49 0,52 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,07 0,02 0,02 0,00 0,00 0,01 0,00 0,00 0,07 0,00 H2 1,00 0,00 0,06 0,11 0,11 0,12 0,00 0,21 0,00 0,00 0,06 0,00 O2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 0,08 7,40 0,66 0,66 0,66 0,66 0,62 0,38 7,40 0,62 0,66 0,62 Flujo másico kg/h 0,16 133,36 13,92 13,92 13,92 13,92 13,92 8,84 133,36 13,92 13,92 13,92 Flujo volumétrico m3/h 0,14 7,69 2,13 2,54 1,65 1,76 0,50 0,62 0,18 3,44 3,11 0,78 Temperatura ºC 38,00 244,25 350,00 457,00 210,00 238,00 50,19 38,00 49,98 800,00 634,50 134,18 Presión Bar 15,65 36,00 16,00 15,75 15,75 15,70 16,00 15,65 1,00 16,00 16,00 16,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,48 1,00 0,00 1,00 1,00 0,61 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,52 0,00 1,00 0,00 0,00 0,39 Entalpía kJ/kmol 389,24 -236010 -188680 -185820 -196360 -195700 -244160 -174240 -284030 -187650 -175750 -234530 Entropía kJ/kmol*K -0,02 -0,06 -0,02 -0,01 -0,03 -0,03 -0,11 -0,04 -0,16 0,00 0,00 -0,09 75 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Unidades S3 S6 STEAM1 STEAM2 TAILGAS WATER WW Desde INTC2 INTC3 C4 P4 PSA Hacia C3 C4 MIXER1 MIXER1 MIX1 P1 INT5 Fase Vapor Vapor Vapor Liquid Mix Liquido Liquido Fracción molar CH4 0,60 0,60 0,60 0,00 0,52 0,00 0,00 CO2 0,40 0,40 0,40 0,00 0,46 0,00 0,00 H2O 0,00 0,00 0,00 1,00 0,01 1,00 1,00 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,01 0,00 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 O2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 0,30 0,30 0,30 0,32 0,30 0,32 7,40 Flujo másico kg/h 8,13 8,13 8,13 5,79 8,68 5,79 133,36 Flujo volumétrico m3/h 1,08 0,72 0,59 0,01 0,48 0,01 0,18 Temperatura ºC 80,00 80,00 109,72 25,25 38,00 25,00 20,00 Presión Bar 8,00 12,00 16,00 16,00 15,65 1,01 1,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 0,00 1,00 0,00 0,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 Entalpía kJ/kmol -200210 -200280 -199130 -285890 -221820 -285930 -286320 Entropía kJ/kmol*K -0,05 -0,06 -0,06 -0,16 -0,06 -0,16 -0,16 Anexos 76 76 Escenario 6: Monolito metálico a 900ºC Unidades 1 11 1S 2 2CONW 3 3CONW 5 6 7 9 AIRE Desde C1 MIX1 INTC1 C2 INT4 C3 INT1 P1 P2 P3 INT5 Hacia INTC1 INT3 C2 INTC2 INT1 INTC3 P2 P3 P4 CONDENSE MIX1 Fase Vapor Vapor Vapor Vapor Mix Vapor Mix Liquido Liquido Liquido Mix Vapor Fracción molar CH4 0,60 0,02 0,60 0,60 0,00 0,60 0,00 0,00 0,00 0,00 0,22 0,00 CO2 0,40 0,02 0,40 0,40 0,00 0,40 0,00 0,00 0,00 0,00 0,21 0,00 H2O 0,00 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,39 0,00 N2 0,00 0,76 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,79 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,01 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,17 0,00 O2 0,00 0,20 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,21 Flujo molar kmol/h 0,30 7,23 0,30 0,30 0,27 0,30 0,27 0,32 0,32 0,32 0,68 6,93 Flujo másico kg/h 8,13 208,90 8,13 8,13 4,79 8,13 4,79 5,79 5,79 5,79 13,92 200,00 Flujo volumétrico m3/h 2,68 179,28 2,18 1,32 0,25 0,81 0,01 0,01 0,01 0,01 0,67 171,86 Temperatura ºC 160,16 25,02 80,00 152,44 200,13 121,99 85,00 25,05 25,12 25,19 38,00 25,00 Presión Bar 4,00 1,00 4,00 8,00 15,65 12,00 15,65 4,00 8,00 12,00 15,70 1,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 0,39 1,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,61 1,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 0,00 0,61 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,39 0,000 Entalpía kJ/kmol -196850 -9516,79 -200140 -197220 -258620 -198560 -281560 -285920 -285910 -285900 -212830 -6,24 Entropía kJ/kmol*K -0,04 0,00 -0,05 -0,04 -0,10 -0,05 -0,15 -0,16 -0,16 -0,16 -0,09 0,00 77 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Unidades BIOGA S COM-F COM-P CONWATE R CW1 CW1S CW2 CW2S CW3 CW3S FG1 FLUEGA S Desde INT3 COMBUS T CONDENSE INTC1 INTC2 INTC3 INT6 INT2 Hacia C1 COMBUS T INT2 INT4 INTC1 INTC2 INTC3 INT6 Fase Vapor Vapor Vapor Liquido Liquido Liquido Liquido Liquido Liquido Liquido Vapor Vapor Fracción molar CH4 0,60 0,02 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO2 0,40 0,02 0,04 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,04 0,04 H2O 0,00 0,00 0,04 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,04 0,04 N2 0,00 0,76 0,76 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,76 0,76 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 O2 0,00 0,20 0,16 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,16 0,16 Flujo molar kmol/h 0,30 7,23 7,23 0,27 0,64 0,64 0,58 0,58 0,33 0,33 7,23 7,23 Flujo másico kg/h 8,13 208,90 208,90 4,79 11,55 11,55 10,48 10,48 6,03 6,03 208,90 208,90 Flujo volumétrico m3/h 7,29 206,55 73,90 0,01 0,02 0,02 0,01 0,01 0,01 0,01 15,13 69,34 Temperatura ºC 25,00 70,27 1651,60 38,00 25,00 45,00 25,00 45,00 25,00 45,00 120,00 1532,90 Presión Bar 1,01 1,00 15,65 15,65 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 15,65 15,65 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 1,00 1,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,00 0,00 Entalpía kJ/kmol -202150 -8177,38 29912,46 -285130 - 285930 - 284410 - 285930 - 284410 - 285930 - 284410 - 23232,9 4 25454,30 Entropía kJ/kmol* K -0,04 0,01 0,04 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,01 0,04 Anexos 78 78 Unidades H2 HPS HTS-F HTS-P LTS-F LTS-P MIX PSA-F PWW REF-F REF-P S1 Desde PSA INT6 INT3 HTS-WGS INT4 LTS-WGS MIXER1 CONDENSE INT5 INT2 REF INT1 Hacia HTS-WGS INT4 LTS-WGS INT5 INT1 PSA INT6 REF INT3 INT2 Fase Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Mixed Vapor Liquid Vapor Vapor Mixed Fracción molar CH4 0,00 0,00 0,22 0,22 0,22 0,22 0,29 0,36 0,00 0,29 0,22 0,29 CO2 0,00 0,00 0,13 0,20 0,20 0,21 0,19 0,35 0,00 0,19 0,13 0,19 H2O 0,00 1,00 0,48 0,41 0,41 0,39 0,52 0,01 1,00 0,52 0,48 0,52 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,09 0,02 0,02 0,01 0,00 0,01 0,00 0,00 0,09 0,00 H2 1,00 0,00 0,08 0,15 0,15 0,17 0,00 0,27 0,00 0,00 0,08 0,00 O2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 0,11 7,32 0,68 0,68 0,68 0,68 0,62 0,41 7,32 0,62 0,68 0,62 Flujo másico kg/h 0,23 131,92 13,92 13,92 13,92 13,92 13,92 9,13 131,92 13,92 13,92 13,92 Flujo volumétrico m3/h 0,19 7,61 2,18 2,61 1,69 1,80 0,50 0,67 0,18 3,76 3,30 0,79 Temperatura ºC 38,00 244,25 350,00 457,00 210,00 238,00 50,19 38,00 49,24 900,00 669,22 135,01 Presión Bar 15,65 36,00 16,00 15,75 15,75 15,70 16,00 15,65 1,00 16,00 16,00 16,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,48 1,00 0,00 1,00 1,00 0,61 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,52 0,00 1,00 0,00 0,00 0,39 Entalpía kJ/kmol 389,24 -236010 -180850 -178780 -189150 -188690 -244160 -166360 -284080 -182310 -166570 -234340 Entropía kJ/kmol*K -0,02 -0,06 -0,02 -0,01 -0,03 -0,03 -0,11 -0,04 -0,16 0,00 0,00 -0,08 79 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Unidades S3 S6 STEAM1 STEAM2 TAILGAS WATER WW Desde INTC2 INTC3 C4 P4 PSA Hacia C3 C4 MIXER1 MIXER1 MIX1 P1 INT5 Fase Vapor Vapor Vapor Liquid Mix Liquido Liquido Fracción molar CH4 0,60 0,60 0,60 0,00 0,50 0,00 0,00 CO2 0,40 0,40 0,40 0,00 0,48 0,00 0,00 H2O 0,00 0,00 0,00 1,00 0,01 1,00 1,00 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,01 0,00 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 O2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 0,30 0,30 0,30 0,32 0,30 0,32 7,32 Flujo másico kg/h 8,13 8,13 8,13 5,79 8,90 5,79 131,92 Flujo volumétrico m3/h 1,08 0,72 0,59 0,01 0,48 0,01 0,17 Temperatura ºC 80,00 80,00 109,72 25,25 38,00 25,00 20,00 Presión Bar 8,00 12,00 16,00 16,00 15,65 1,01 1,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 0,00 1,00 0,00 0,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 Entalpía kJ/kmol -200210 -200280 -199130 -285890 -229670 -285930 -286320 Entropía kJ/kmol*K -0,05 -0,06 -0,06 -0,16 -0,05 -0,16 -0,16 Anexos 80 80 Escalado industrial Unidades 1 11 1S 2 2CONW 3 3CONW 5 6 7 9 AIRE Desde C1 MIX1 INTC1 C2 INT4 C3 INT1 P1 P2 P3 INT5 Hacia INTC1 INT3 C2 INTC2 INT1 INTC3 P2 P3 P4 CONDENSE MIX1 Fase Vapor Vapor Vapor Vapor Mix Vapor Mix Liquido Liquido Liquido Mix Vapor Fracción molar CH4 0,60 0,02 0,60 0,60 0,00 0,60 0,00 0,00 0,00 0,00 0,22 0,00 CO2 0,40 0,02 0,40 0,40 0,00 0,40 0,00 0,00 0,00 0,00 0,21 0,00 H2O 0,00 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,40 0,00 N2 0,00 0,76 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,79 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,01 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,17 0,00 O2 0,00 0,20 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,21 Flujo molar kmol/h 5808,88 144485 5808,88 5808,88 5363,01 5808,88 5363,01 6471,00 6471,00 6471,00 13433,40 138646 Flujo másico kg/h 158447 4173630 158447 158447 96897,07 158447 96897,07 116577 116577 116577 275024 4000000 Flujo volumétrico m3/h 52286,43 3581830 42456,95 25650,92 4826,11 15812,22 137,90 154,81 154,81 154,80 13199,12 3437180 Temperatura ºC 160,16 25,02 80,00 152,44 200,12 121,99 85,00 25,05 25,12 25,19 38,00 25,00 Presión Bar 4,00 1,00 4,00 8,00 15,65 12,00 15,65 4,00 8,00 12,00 15,70 1,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 0,38 1,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,60 1,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 0,00 0,62 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,40 0,00 Entalpía kJ/kmol -196850 -9298,10 -200140 -197220 -259200 -198560 -281560 -285920 -285910 -285900 -213610 -6,24 Entropía kJ/kmol*K -0,04 0,00 -0,05 -0,04 -0,10 -0,05 -0,15 -0,16 -0,16 -0,16 -0,09 0,00 81 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Unidades BIOGAS COM-F COM-P CONWATER CW1 CW1S CW2 CW2S CW3 CW3S FG1 Desde INT3 COMBUST CONDENSE INTC1 INTC2 INTC3 INT6 Hacia C1 COMBUST INT2 INT4 INTC1 INTC2 INTC3 Fase Vapor Vapor Vapor Liquid Liquid Liquid Liquid Liquid Liquid Liquid Vapor Fracción molar CH4 0,60 0,02 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO2 0,40 0,02 0,04 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,04 H2O 0,00 0,00 0,04 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,04 N2 0,00 0,76 0,76 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,76 CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 O2 0,00 0,20 0,16 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,16 Flujo molar kmol/h 5808,88 144485 144448 5363,01 12497,70 12497,70 11341,05 11341,05 6528,60 6528,60 144448 Flujo másico kg/h 158447 4173630 4173630 96897,07 225150 225150 204312 204312 117615 117615 4173630 Flujo volumétrico m3/h 142222 4121860 1476440 129,62 298,99 303,35 271,32 275,28 156,19 158,47 302344 Temperatura ºC 25,00 69,87 1651,60 38,00 25,00 45,00 25,00 45,00 25,00 45,00 120,00 Presión Bar 1,01 1,00 15,65 15,65 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 15,65 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 1,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,00 Entalpía kJ/kmol -202150 -7970,77 30515,02 -285130 -285930 -284410 -285930 -284410 -285930 -284410 -22584,80 Entropía kJ/kmol*K -0,04 0,01 0,04 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,16 -0,01 Anexos 82 82 Unidades FLUEGAS H2 HPS HTS-F HTS-P LTS-F LTS-P MIX PSA-F PWW REF-F Desde INT2 PSA INT6 INT3 HTS-WGS INT4 LTS-WGS MIXER1 CONDENSE INT5 INT2 Hacia INT6 HTS-WGS INT4 LTS-WGS INT5 INT1 PSA INT6 REF Fase Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Vapor Mix Vapor Liquido Vapor Fracción molar CH4 0,00 0,00 0,00 0,22 0,22 0,22 0,22 0,28 0,36 0,00 0,28 CO2 0,04 0,00 0,00 0,13 0,19 0,19 0,21 0,19 0,35 0,00 0,19 H2O 0,04 0,00 1,00 0,48 0,42 0,42 0,40 0,53 0,01 1,00 0,53 N2 0,76 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,00 0,00 0,00 0,09 0,02 0,02 0,01 0,00 0,01 0,00 0,00 H2 0,00 1,00 0,00 0,08 0,15 0,15 0,17 0,00 0,28 0,00 0,00 O2 0,16 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 144448 2231,98 146233 13433,40 13433,40 13433,40 13433,40 12279,88 8070,39 146233 12279,88 Flujo másico kg/h 4173630 4499,41 2634430 275024 275024 275024 275024 275024 178127 2634430 275024 Flujo volumétrico m3/h 1385430 3724,72 151937 43183,11 51634,19 33507,52 35739,24 9693,30 13112,16 3561,32 74576,21 Temperatura ºC 1533,01 38,00 244,25 350,00 457,00 210,00 238,00 49,74 38,00 49,40 900,00 Presión Bar 15,65 15,65 36,00 16,00 15,75 15,75 15,70 16,00 15,65 1,00 16,00 Fracción vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,48 1,00 0,00 1,00 Fracción líquida 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,52 0,00 1,00 0,00 Entalpía kJ/kmol 26065,24 389,24 -236010 -181320 -179240 -189600 -189130 -244850 -166080 -284070 -182740 Entropía kJ/kmol*K 0,04 -0,02 -0,06 -0,02 -0,01 -0,03 -0,03 -0,11 -0,04 -0,16 0,00 83 Análisis Técnico-Económico de una planta de reformado seco Unidades REF-P S1 S3 S6 STEAM1 STEAM2 TAILGAS WATER WW Desde REF INT1 INTC2 INTC3 C4 P4 PSA Hacia INT3 INT2 C3 C4 MIXER1 MIXER1 MIX1 P1 INT5 Fase Vapor Mixed Vapor Vapor Vapor Liquid Mixed Liquid Liquid Fracción molar CH4 0,22 0,28 0,60 0,60 0,60 0,00 0,50 0,00 0,00 CO2 0,13 0,19 0,40 0,40 0,40 0,00 0,48 0,00 0,00 H2O 0,48 0,53 0,00 0,00 0,00 1,00 0,01 1,00 1,00 N2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 CO 0,09 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,01 0,00 0,00 H2 0,08 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 O2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 Flujo molar kmol/h 13433,40 12279,88 5808,88 5808,88 5808,88 6471 5838,40 6471 146233 Flujo másico kg/h 275024 275024 158447 158447 158447 116577 173627 116577 2634430 Flujo volumétrico m3/h 65486,93 15388,69 21138,28 14033,03 11444,24 154,80 9286,58 154,81 3486,46 Temperatura ºC 669,82 134,87 80,00 80,00 109,72 25,25 38,00 25,00 20,00 Presión Bar 16,00 16,00 8,00 12,00 16,00 16,00 15,65 1,01 1,00 Fracción vapor 1,00 0,60 1,00 1,00 1,00 0,00 1,00 0,00 0,00 Fracción líquida 0,00 0,40 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 Entalpía kJ/kmol -167050 -235080 -200210 -200280 -199130 -285890 -229950 -285930 -286320 Entropía kJ/kmol*K 0,00 -0,09 -0,05 -0,06 -0,06 -0,16 -0,05 -0,16 -0,16