EPA452/B-02-G02
de de
de del de la
Sexta Edition
EPA 452/B-02-002
June 2002
Office of Air Quality Planning and Standards, OAQPS,
Oficina de Normas y Planeacion de la Calidad del Aire
U.S. Environmental Protection Agency, USEPA
Agenda de Protection Ambiental de los EE.UU.
Research Triangle Park, NC 27711
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This sixth edition of the EPA Air Pollution Control Cost Manual was prepared by the
Air Quality Strategies and Standards Division of the Office of Air Quality Planning and Stan-
dards, U. S. Environmental Protection Agency, Research Triangle Park, NC 27711. Mention of
trade names or commercial products is not intended to constitute endorsement or recommenda-
tion for use. Copies of this report are available through the OAQPS Clean Air Technology
Center (MD-15), U.S. Environmental Protection Agency, Research Triangle ParkNC 27711,
or from the National Technical Information Service, 5285 Port Royal Road, Springfield VA
22161, (phone: 1-800-553-6847.)
Questions and comments should be addressed to the principal editor, Daniel C.
Mussatti, OAQPS, phone 919-541-0032.
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Tabla 1: Contenido del Manual de Costos de Control de la OAQPS (Sexta Edition)
Serta Edition
Seccion/Capitulo Titulo
Section 1 Introduction
Capitulo 1 Introduction
Capitulo 2 Estimation de Costo: Conceptos y Metodologia
Seccion 2 Equipo Generico y Dispositivos
Capitulo 1 Campanas, Ductos y Chimeneas
Capitulo 2 Ventiladores, Bombas y Motores2
Capitulo 3 Cercado Permanente Total2
Capitulo 4 Monitores1
Seccion 3 Controles de COV
Seccion 3.1 Controles de Recaptura de COV
Capitulo 1 Adsorbedores
Capitulo 2 Condensadores
Seccion 3.2 Controles de Destruction de COV
Capitulo 1 Desteladores
Capitulo 2 Incineradores
Seccion 4 Controles de NOx
Seccion 4.1 Controles de Pre-Combustion de NOx
Capitulo 1 Cambio de Combustible2
Capitulo 2 QuemadoresLox-NOxyOtrasModificaiones a la Combustion2
Capitulo 3 Inyeccion de Vapor, Agua2
Capitulo 4 Requemado de Gas Natural2
Seccion 4.2 Post-Combustion de NOx
Capitulo 1 Reduction Selectiva No Catalitica1
Capitulo 2 Reduccion Catalitica Selectiva1
Capitulo 3 Reduccion Catalitica No Selectiva2
Seccion 5 Controles Para SO2 y Para Gas Acido
Seccion 5.1 Controles de Pre-Combustion
Capitulo 1 Sustitucion de Combustible2
Seccion 5.2 Controles de Post-Combustion2
Capitulo 1 Lavadoras de Gas Efluente Hiimedo
Capitulo 2 Lavadoras de Gas Efluente Seco2
Seccion 6 Controles de Materia Particulada
Capitulo 1 Filtros y Casas de Bolsas
Capitulo 2 Lavadoras de Materia Particulada2
Capitulo 3 Precipitadores Electrostaticos
Capitulo 4 Separadores Inerciales para Materia Particulada2
1 Nueva Capitulo
2 Planeada Capitulo
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EPA 452/B-02-002
1
1-1
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EPA 452/B-02-002
1
Daniel Mussatti
Innovative Strategies and Economics Group,
Grupo de Estrategias Inovadoras y Economia,
Office of Air Quality Planning and Standards, OAQPS,
Oficina de Normas y Planeacion de la Calidad del Aire
U.S. Environmental Protection Agency, USEPA
Agenda de Protection Ambiental de los EE.UU.
Research Triangle Park, NC 27711
William M. Vatavuk, retirado
Innovative Strategies and Economics Group, OAQPS,
U.S. Environmental Protection Agency
Research Triangle Park, NC 27711
Agosto de 2000
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Coeteeido
1.1 El Papel de los Costos en el Establecimiento de Regulaciones 1-1
1.2 Proposito del Manual 1-2
1.3 Organization del Manual 1-2
1.4 A Quienes se Dirige el Manual 14
1.5 CaracterUnico del Manual 14
1-2
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1.1 El Papel cte los Costos en el Establecimiento cte Regulaciones
Los costos tienen un papel importante en el establecimiento de muchas de las regulaciones
estatales y federates para el control de la contamination del aire. La importancia de este papel
varia con el tipo de regulation. Para algunos tipos de regulaciones, tales como las Maximum
Achievable Control Technology (MACT) standards., (las normas de la tecnologia de control
maximo alcanzable), el costo es utilizado explicitamente al determinar el rigor del alcance de las
mismas. Esto puede implicar hacer balances entre los costos y los impactos ambientales, los
costos y el valor en dolares de los beneficios, o entre los impactos ambientales y las consecuencias
economicas de los costos de los controles.
Para otro tipo de regulaciones, (v.g. Normas Nacionales de la Calidad del Aire Ambiental),
se utiliza el analisis de costos para escoger entre las altemativas de regulation con el mismo nivel
de rigor en sus alcances. Para estas regulaciones, el objetivo ambiental esta determinado por algun
conjunto de criterios entre los que no se incluye a los costos. Sin embargo, se realizan analisis de
efectividad de costos, para determinar la altemativa de menor costo para lograr el obj etivo.
Para algunas regulaciones, el costo influye en los procedimientos de verification de
cumplimiento o en los requisites para demostrar avances en el cumplimiento de alguna norma de la
calidad del aire. Por ej emplo, el monto de cualquier sancion economica que se imponga por falta
de cumplimiento, como parte de alguna action de verification de cumplimiento, necesita
establecerse considerando la magnitud de los costos de control diferidos por el establecimiento
que no ha cumplido. Para las regulaciones que no establecen plazos fijos de cumplimiento, en
ocasiones se asocia la demostracion de avances razonables hacia el objetivo, con los costos de
alcanzarlo en diferentes plazos.
El costo es una variable vital para otros dos tipos de analisis que frecuentemente tienen
que ver con el establecimiento de normas. Los costos son necesarios para realizar analisis de
costo-beneficio que evaluen la viabilidad economica de regulaciones altemas. El costo es tambien
una variable en el analisis del impacto economico de cada altemativa de regulation. Un analisis de
impacto economico tiene que ver con las consecuencias de una regulation en las pequenas empresas,
en el empleo, los precios y en las estructuras de la industria y el mercado.
1-3
-------
1.2 Proposito del Manual
El proposito de este Manual es doble: (1) compilar costos actualizados de capital, gastos
de operation y mantenimiento y otros costos, de sistemas anadidos de control de los contaminantes
del aire (estos sistemas son aquellos instalados corriente abajo de una fuenta de contamination de
aire para controlar sus emisiones); y (2) y proporcionar un procedimiento completo, conciso,
consistente y facil de usar para la estimation y (siempre que sea apropiado) el escalamiento de
tales costos. El informe de la US EPA, Escalation Indexes for Air Pollution Control Costs [1J.
(Indices de Escalamiento de los Costos para el Control de la Contamination del Aire). proporciona
datos y un procedimiento para escalar los costos de equipos y dispositivos de control. Los datos
estan en forma de indices Vatavuk Air Pollution Control Cost Indexes (VAPCCI) - (Indices
Vatavuk de Costos de Control de la Contamination del Aire), los cuales son actualizados
trimestralmente. Este informe y los indices actualizados estan publicados en las paginas del boletin
del Clean Air Technology Center (CATC) - (centro de tecnologia del aire limpio). Este centro es
parte del Technology Transfer Network (TTN) - (red de transferencia de tecnologia) y de la
OAQPS.
El procedimiento de estimation de este Manual.se basa en la notion de la estimation
"factorizado" o "estudio", nominalmente exacta dentro de ± 30%. Este tipo de estimation es
bastante adecuada para estimar los costos de sistemas de control que se pretenden utilizar en el
desarrollo de regulaciones. Las estimaciones de estudio son suficientemente exactas, a pesar de
que no requieren la information detallada y especifica del sitio que seria necesaria para otros tipos
de estimaciones mas exactas o definitivas.
1.3 Organization del Manual
Este Manual es la sexta edition del OAQPS Control Cost Manual, (el Manual de Costos
de Control de la OAQPS), el cual se completo en 1987. Esta sexta edition del Manual incluye
datos y procedimientos de escalamiento y costeo para ocho tipos de dispositivos de control
"anadidos" y tres clases de equipo auxiliar; se planea incluir information similar para otros
dispositivos (Ver la Tabla 1.1). Esta edition incluye revisiones de todos los diez Capitulos de la
quinta edition [2] (v.g., el Manual base mas los Suplementos 1-3), basicamente correcciones
menores y actualizations. Sin embargo, el documento ha sido reorganizado. Anteriormente, cada
capitulo trataba de un solo sistema de control, tal como los absorbedores (Capitulo 9) o los
precipitadores electrostaticos (Capitulo 6). Este Manual ha sido reorganizado en seis secciones,
en base primordialmente al tipo de contaminante. En la Tabla 1.1. se enlistan las secciones que
componen este Manual, junto con las porciones reemplazadas del Manual de 1995. (Nota:
Actualmente, algunas secciones estan siendo desarrolladas o estan programadas para desarrollarlas
en el future). En la Tabla 1.1. tambien se incluyen los cambios (distintos a los de edition), que se
han hecho desde la quinta edition.
1-4
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Tabla 1: Contenido del Manual de Costos de Control de la OAQPS (Sexta Edition)
Serta Edition
Quinta Edition
Setdon/Capitulo Titulo
Capitulo
Cambios
Seccion 1
Capitulo 1
Capitulo 2
Introduction 1
Introduction 1
Estimation de Costo: Conceptos y 2
Metodologia
Seccion 1.2.3 revisada
Seccion 2 Equipo Generico y Dispositivos
Capitulo 1 Campanas, Ductos y Chimeneas
Capitulo 2 Ventiladores, Bombas y Motores
Capitulo 3 Cercado Permanente Total
Capitulo 4 Monitores
10
Costos actualizados
Nueva capitulo planeada
Nueva capitulo planeada
Nueva capitulo planeada
Seccion 3 Controles de COV
Seccion 3.1 Controles de Recaptura de COV
Capitulo 1 Adsorbedores
Capitulo 2 Condensadores
Seccion 3.2 Controles de Destruction de COV
Capitulo 1 Desteladores
Capitulo 2 Incineradores
Costos actualizados
Costos actualizados
Costos actualizados
Costos actualizados
Seccion 4 Controles de NOx
Seccion 4.1 Controles de Pre-Combustion de NOx
Capitulo 1 Cambio de Combustible
Capitulo 2 QuemadoresLox-NOxyOtras
Modificaiones a la Combustion
Capitulo 3 Inyeccion de Vapor, Agua
Capitulo 4 Requemado de Gas Natural
Seccion 4.2 Post-Combustion de NOx
Capitulo 1 Reduction Selectiva No Catalitica
Capitulo 2 Reduccion Catalitica Selectiva
Capitulo 3 Reduccion Catalitica No Selectiva
Nueva section planeada
Nueva capitulo planeada
Nueva capitulo planeada
Seccion 5 Controles Para SO2 y para Gas Acido
Seccion 5.1 Controles de Pre-Combustion
Capitulo 1 Sustitucion de Combustible
Seccion 5.2 Controles de Post-Combustion
Capitulo 1 Lavadoras de Gas Efluente Hiimedo
Capitulo 2 Lavadoras de Gas Efluente Seco
Nueva section
Costos actualizados
Seccion 6 Controles de Materia Particulada
Capitulo 1 Filtros y Casas de Bolsas
Capitulo 2 Lavadoras de Materia Particulada
Capitulo 3 Precipitadores Electrostaticos
Capitulo 4 Separadores Inerciales para Materia
Particulada
5
6
Costos actualizados
Nueva capitulo planeada
Costos actualizados
1-5
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Cadauno de estos capitulos individuales contienen lo siguiente:
• Description del proceso. en donde se discuten los tipos, usos y modos de operation del
articulo equipo (si es aplicable) sus auxiliares;
• Procedimiento de tamano (diseno). el cual permite utilizar los parametros de la fuente de
contaminacion (v.g., proportion de velocidad de flujo volumetrico del gas), para dimensionar
el (los) equipo(s) en cuestion;
• Procedimiento para determinar capital y costo anual y datos para el equipo y factores
sugeridos a usar en la estimation de estos costos, partiendo de parametros de diseno y
operation (v.g., horas de operation) del equipo. Siempre que es posible, estos datos se
presentan tanto en forma grafica como en forma de ecuaciones. Como complemento, se
han desarrollado hojas de calculo Lotus. Estas hojas de calculo (nombre del archivo:
COST: AIR:ZIP), las cuales han sido instaladas en el boletin de la pagina del CTC de la
TNT, permiten al usuario dimensionar y costear cualquiera de los dispositivos de control
presentados y de varios otros (v.g., torres lavadoras venturi).
• Problema de ejemplo para ilustrar los procedimientos de dimensionamiento y costeo
presentados en el capitulo.
1.4 A Quienes Se Dirige el Manual
Este Manual proporciona datos y procedimientos completos para dimensionar y costear
equipos de control. Algunos de estos procedimientos se basan en rigurosos principios de ingenieria,
tales como los balances de materia y de ingenieria en el Capitulo 3. El usuario debera ser capaz de
ej ercer "juicios de ingenieria" en aquellas ocasiones en las que pudiera ser necesario modificar o
desechar los procedimientos. For lo general, ingenieros y otros con fuerte preparation tecnica
poseen este tipo de conocimiento. For lo tanto, este Manual esta orientado al usuario tecnico y no
alnotecnico.
1.5 Caracter Unico del Manual
El Manual presenta una perspectiva de estimation de costos de sistemas de control de la
contaminacion del aire, diferente a la de otros informes relacionados con estimaciones de costos,
tales como los siguientes:
• The Cost Digest: Cost Summaries of Selected Environmental Control Technologies^}
(Compendio de Costos: [3] Resumenes de Costos de Tecnologias Selectas de Control
Ambiental)
1-6
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• A Standard Procedure for Cost Analysis of Pollution Control Operations [4] (Un
Procedimiento Estandar [4] para el Analisis de Costos de Operaciones de Control de la
Contamination)
• Handbook: Control Technologies for Hazardous Air Pollutants[5], (Manual
Tecnologias de Control [5] para Contaminantes Peligrosos del Aire)
A pesar de que estos informes (al igual que muchos de los documentos de soporte de los
Analisis del Impacto Regulatorio de los MACT y normas), incluyen costos para sistemas de
control anadidos, no duplican lo contenido en el Manual por una o mas de las siguientes razones:
(1) sus costos estan basados, ya sea parcial o totalmente, en datos de los Manuales anteriores; (2)
son aplicables a categorias de fuentes especificas solamente, mientras que los datos del Manual
pueden aplicarse en forma general; (3) sus costos y procedimientos de estimation tienen menos
exactitud que las estimaciones de estudio, o (4) no fueron elaborados para la estimation de costos
utilizados en el desarrollo de regulaciones.
Por ejemplo, la razon se aplica al Compendio de Costos [3] ya que este informe, disenado
para ser usado por personal no tecnico, contiene procedimientos para obtener estimaciones de
ordenes de magnitud (± 30% de exactitud o peor). Por el contrario, Un Procedimiento Estandar
[4], fue hecho primordialmente con la intention de estimar costos para casos de Investigation y
Desarrollo (v.g., proyectos de demostracion), en los que se dispone de algunos datos especificos
del sitio. Aun mas, a pesar de que este ultimo informe contiene una lista completa de factores de
instalacion de equipo, contiene pocos costos de equipo. El informe Manual: Tecnologias de Control
[5], utiliza datos y procedimientos de estimation del Manual de 1990 para proporcionar
procedimientos generalmente aceptados de estimation de costos para varios tipos de equipos de
control. La quinta edition del Manual suplementa esta information.
Finalmente, desde su conception el Manual ha sido utilizado extensamente para apoyar el
desarrollo regulatorio de la EPA, programas estatales de licencias y otras actividades en las que se
necesitan datos de costos de control actualizados, completos y consistentes. Consecuentemente,
el papel establecido del Manual en la especialidad de estimar costos de sistemas de control de los
contaminantes del aire es unico.
1-7
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Referencias
[1] Escalation Indexes for Air Pollution Control Devices, Office of Air Quality Planning
and Standards, October 1995 (EPA 452/R-95-006).
[2] OAQPS Control Cost Manual (Fifth Edition), EPA, Office of Air Quality Planning
and Standards, Emissions Standards Division, February 1996 (EPA 453/3-96-001).
[3] DeWolf, Glenn, et al. (Radian, Inc.), The Cost Digest: Cost Summaries of Selected
Environmental Control Technologies, EPA, ORD, Office of Environmental
Engineering and Technology, October 1984 (EPA-600/884-010).
[4] Uhl, Vincent W., A Standard Procedure for Cost Analysis of Pollution Control
Operations, Volumes I and II, EPA, ORD, Industrial Environmental Research
Laboratory, June 1979 (EPA-600/8-79-018a).
[5] Handbook: Control Technologies for Hazardous Air Pollutants, EPA, Office of
Research and Development, Air and Energy Engineering Research Laboratory, June
1991 (EPA-625/6-91-014).
[6] Perry, Robert H., and Chilton, Cecil H., Perry's Chemical Engineers'Handbook
(Fifth Edition), McGraw-Hill, New York, NY 1973, pp. 25-12 to 25-16.
[7] Humphries, K. K. andKatell, S., Basic Cost Engineering, MarcelDekker, New York,
NY 1981, pp. 17-33.
[8] c.f, RS. Kaplan and A.A. Atkinson, Advanced Management Accounting, 2nd ed.,
Engelwood Cliffs, NAJAPI: Prentice Hall, 1989.
[9] U. S. Environmental Protection Agency, Environmental Cost Accounting for Capital
Budgeting: A Benchmark Survey of Management Accounting, #EPA742-R-95-005.
Washington D.C., U.S. EPA Office of Pollution Prevention and Toxics, 1995.
[10] Grant, E.L., Ireson, W.G., andLeavenworth, R.S., Principles of Engineering Economy,
Sixth Edition, John Wiley & Sons, New York, NY 1976.
[11] Vatavuk, W.M. and Neveril, R.B., "Estimating Costs of Air-Pollution Control
Systems—Part I: Parameters for Sizing Systems, " Chemical Engineering, October
6, 1980, pp. 165-168.
1-8
-------
[12] Pollution Equipment News 1996 Buyer's Guide, Rimbach Publishing, Pittsburgh,
PA 1996.
[13] Internal Revenue Service, Form 1040, 1985.
[14] Shattuck, D.M., et al, Retrofit FGD Cost-Estimating Guidelines. Electric Power
Research Institute, Palo Alto, CA (CS-3696, Research Project 1610-1), October 1984.
[15] Kaplan, N., et al, "Retrofit Costs ofSO2 andNOx Control at 200 U.S. Coal-Fired
Power Plants, " Pittsburgh Coal Conference, 1990.
[16] Peters, M.S. and Timmerhaus, K.D., Plant Design and Economics for Chemical
Engineers (ThirdEdition), McGraw-Hill, New York, NY 1980.
[17] Vatavuk, W.M. and Neveril, R.B., "Estimating Costs of Air Pollution Control
Systems—Part II: Factors for Estimating Capital and Operating Costs, " Chemical
Engineering, November 3, 1980, pp. 157-162.
[18] Vatavuk, W.M. and Neveril, R.B., "Estimating Costs of Air-Pollution Control
Systems—Part XVII: Particle Emissions Control, " Chemical Engineering, April 2,
1984, pp. 97-99.
[19] The RCRA Risk-Cost Analysis Model, U.S. Environmental Protection Agency, Office
of Solid Waste, January 13, 1984.
1-9
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EPA 452/B-02-002
1
1-1
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EPA 452/B-02-002
2
de y
Metodologia
Daniel Mussatti
Innovative Strategies and Economics Group,
Grupo de Estrategias Inovadoras y Economia,
Office of Air Quality Planning and Standards, OAQPS,
Oficina de Normas y Planeacion de la Calidad del Aire
U.S. Environmental Protection Agency, USEPA
Agenda de Protection Ambiental de los EE.UU.
Research Triangle Park, NC 27711
William M. Vatavuk, retirado
Innovative Strategies and Economics Group, OAQPS,
U.S. Environmental Protection Agency
Research Triangle Park, NC 27711
Septembre 2000
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Coeteeido
2.1 Introduction 2-3
2.2 Tipos de Estimaciones de Costos 2-3
2.3 Definiciones de Categorias de Costos 2-5
2.3.1 Elementos de Inversion de Capital Total 2-5
2.3.2 Elementos del Costo Total Anual 2-7
2.4 Conceptos Financieros 2-9
2.4.1 ElValordelDineroconelTiempo 2-10
2.4.2 Tasas de Interes, Precios e Inflation 2-11
2.4.3 FlujodeEfectivo 2-13
2.4.4 Metodos de Analisis Financieros 2-13
2.4.4.1 Net present value (NPV) (Valor Actual Neto) 2-14
2.4.4.2 Flujo de Efectivo Anual Uniforme Equivalente y Anualizacion 2-17
2.4.4.3 Reembolso (tiempo de recuperacion del costas initial) 2-18
2.4.4.4 Otras Herramientas de Analisis Financiero 2-19
2.5 Procedimiento de Estimation 2-19
2.5.1 Parametros del Establecimiento y Opciones de las Regulaciones 2-19
2.5.2 Diseno del Sistemade Control 2-21
2.5.3 Dimensionamiento del Sistema de Control 2-21
2.5.4 Estimation de la Inversion de Capital Total 2-22
2.5.4.1 Considerations Generates 2-22
2.5.4.2 Consideraciones Acerca de los Costos de Reconversion 2-23
2.5.5 Estimation de los Costos Anuales 2-25
2.5.5.1 Materiaprima 2-25
2.5.5.2 Mano de Obrade Operation 2-26
2.5.5.3 Mantenimiento 2-26
2.5.5.4 Servicios 2-27
2.5.5.5 Tratamiento y Disposition de Residues 2-27
2.5.5.6 Partes de Repuesto 2-28
2.5.5.7 Otros Costos 2-29
2.5.5.8 Prediales, Seguros y Cargos de Administration 2-29
2.5.5.9 Recuperacion de Capital 2-30
2-2
-------
2.1 Introduction
Esta subsection presenta una metodologia que permitira al usuario, conociendose la fuente
a controlar, producir estimaciones de costo a nivel estudio, para sistemas de control a nivel fuente.
La metodologia, la cual es aplicable a cada uno de los sistemas de control incluidos en el Manual,
es lo suficientemente general para serutilizadapor igual para otros sistemas "anadidos". Mas aun,
la metodologia puede tambien ser aplicable a estimaciones de costos de controles de emisiones
fugitivas y de otros sistemas de abatimiento fuera de la chimenea.
Antes de presentar esta metodologia en detaile, debemos primero discutir los varios tipos
de estimaciones de costos y entonces definir las categorias de costos y los conceptos de ingenieria
economica empleados al hacer las estimaciones.
2.2 Tipos de Estimaciones de Costos
Tal como se hizo notar antes, los costos y la metodologia de estimaciones en este Manual
estan dirigidos hacia la estimation "de estudio", de ± 30% de exactitud. De acuerdo con el Perry's
Chemical Engineer's Handbook [6] (manual de ingenieria quimica de Perry [6]), una estimation
de estudio se "... utiliza para estimar la factibilidad economica de un proyecto, antes de invertir
suficientes fondos para pruebas piloto, estudios de mercado, levantamiento de pianos topograficos
y adquisiciones....[y] puede ser preparado con un minimo de datos y costos relativamente
baj os " [6] Especificamente, para realizar una estimation de estudio, debe conocerse lo siguiente:
• Localization de la fuente dentro de la planta;
• Un bosquej o del diagrama de fluj o del proceso (v.g., la localization relativa de los equipos
en el sistema);
• Especificaciones preliminares de materiales para, y tamano de, los componentes del equipo
del sistema;
Tamano aproximado y tipos de construction de cualquier edificio requerido para albergar
el sistema de control;
• Estimation burda de las necesidades de servicios (v.g., electricidad);
• Diagrama de fluj o y especificaciones preliminares de los conductos y tuberia;
Tamano aproximado de los motores requeridos.[6]
2-3
-------
Adicionalmente, se necesita una estimacion de las horas de trabaj o de ingenieria y bosquej o,
ya que la exactitud de una estimacion depende grandemente de la cantidad de trabaj o de ingenieria
que se invierta en el proyecto.
Perry incluye otros cuatro tipos de estimaciones, tres de los cuales son mas exactos que la
estimacion de estudio. Son los siguientes: [6]
• Orden-de-Magnitud. Esta estimacion proporciona "un procedimiento de regla de dedo
aplicado solamente a tipos repetitivos de instalaciones de planta para los cuales se cuenta
con buen historial de costos". Sus margenes de error son mayores que ± 30%. (Sin
embargo, de acuerdo con Perry, "..no se le pueden aplicar con confianza limites de
exactitud....") El unico dato que se requiere para realizar este nivel de estimacion es la
capacidad del sistema de control (medida en ocasiones por la maxima velocidad de fluj o
volumetrico de los gases que pasan por el sistema). Las llamadas estimaciones de "factores
de seis-decimas" (no confundir con estimaciones en base a factores), son ejemplos de
este tipo.
Plan o Autorizacion de Presupuesto o Preliminar. Esta estimacion, nominalmente con
exactitud de ± 20%, requiere un conocimiento mas detallado que las estimaciones de
estudio en relation al sitio, al diagrama de flujo, al equipo, a los edificios, etc.
Adicionalmente, se necesitan estimaciones aproximadas de la instrumentation y de los
aislantes.
• Control del Proyecto oDefinitiva. Exacta dentro de ± 10%, esta estimacion requiere mas
information que las estimaciones preliminares, especialmente en lo concemiente al sitio, al
equipo y a las especificaciones electricas.
• En Firme o De contratista o Detallada. Este es el mas exacto (± 5%) de los tipos de
estimaciones, requiriendo pianos, especificaciones y prospecciones de sitio completos.
Mas aun, "...[los] plazos rara vez permiten la preparation detal tipo de estimaciones
antes de aprobar continuar el proyecto..."[6]
Para propositos de desarrollo de regulaciones, se ha encontrado que las estimaciones de
estudio son aceptables, ya que representan un termino medio entre las estimaciones de ordenes de
magnitud, menos exactas, y los otros tipos mas exactos de estimaciones. Los primeros son muy
imprecisos por lo que no son de mucho valor, mientras que los ultimos no solo son muy caros de
hacerse, sino que requieren un conocimiento detallado y tan especifico del proceso, el cual no
estan disponible a la mano para la mayoria de los usuarios del Manual.
2-4
-------
2.3 Definiciones cte Categorias de Costos
Los nombres dados a ciertas categorias de costos y su contenido varian
considerablemente a traves de la literatura. Algunos terminos como "costo de capital", pueden
tener significados totalmente diferentes, dando lugar a confusiones aun entre los mismos
estimadores de costos. Para evitar esta confusion y al mismo tiempo proporcionar uniformidad
en el Manual, en este capitulo se definen los terminos basicos y seran utilizados en todo el
documento. La terminologia utilizada se adapto de la American Association of Cost
Engineers (Asociacion Americana de Ingenieros de Costos).[7] Aun cuando ha sido
desarrollada para uso general, es rapidamente adaptable al calcular el costo de sistemas de
control de los contaminantes del aire.
Primero, se estiman dos clases generates de costos, inversion de capital total (ICT)
y costo total anual (CTA). Estas se discuten a continuation.
2.3.1 Elementos de Inversion de Capital Total
La inversion de capital total incluye todos los costos que se requieren para la compra del
equipo necesario para el equipo de control (denominado costos de equipo comprado), los costo
de mano de obra (no incluye impuestos sobre la renta), y los materiales para la instalacion de ese
equipo (denominado costos directos de instalacion), costos para la preparation del sitio y edificios
y otros ciertos costos que se denominan costos indirectos de instalacion. La ICT tambien incluye
los costos del terreno, capital de trabaj o e instalaciones fuera del sitio.
Los costos directos de instalacion incluyen los costos de la cimentacion, estructuras,
levantamiento y manejo del equipo, trabajo electrico, tuberias, aislantes y pintura. Los costos
indirectos de instalacion, incluyen costos tales como los de ingenieria; construction y gastos de
campo (v.g., costos de las construcciones para el personal de supervision, oficinas del personal,
alquiler de oficinas temporales, etc.); honorarios de los contratistas (de las firmas de ingenieria y
de construction involucradas en el proyecto); costos de las pruebas de funcionamiento y arranque
(para el arranque del sistema de control y verificar que cumpla con la garantia de funcionamiento);
e imprevistos. La de imprevistos es una categoria en la que caen todos los costos no previstos que
pudieran surgir, incluyendo (pero no limitado a) "...posibles re-diseno y modificaciones de equipo,
aumentos en los costos del equipo por escalamiento, incrementos en los costos de mano de obra
de campo y retrasos que pueda haber durante el arranque...." [7]
Estos elementos de inversion de capital total se muestran en laFigura 2.1. Observese que
la suma de los costos del equipo comprado, los costos directos e indirectos de instalacion, los de
preparation del sitio y los costos de los edificios, comprenden los limites de la bateria de la
estimation. Por definition, esta es la estimation total".. .para un trabaj o especifico, sin considerar
las instalaciones de apoyo que se requieran y que se suponen que ya se tienen..." [7] en la planta.
2-5
-------
Capital Total Depreciable
I
Inversion Total Depreciable
I
Inversion Total No Depreciable
Instalaciones Fuera del Sitio Costos "Limites de la Bateria" Capital de Trabajo8 Terreno8
I
Costo Directo Total
I
Costo Indirecto Total'
Edificosd
Preparation del Sitiocd
Costos Directos de lnstalacionb
Costo de Equipo Comprado
• Dispositivos de
Control Primario
• Equipo Auxiliar
(incluyendo ductos)
• Instrumentation3
• Impuestos deVentas3
• Fletes a
Cimentaciones
y Soportes
Manejo y Levantamiento
Electrico
Tuberia
Aislantes
Pintura
Costos lndirectosb
de Instalacion
Ingenieria
Construction y
Gastos de Campo
Contratistas
Arranque
Pruebasde Funcionamiento
Imprevistos
a Tipicamente una fraccion especifica de la suma los costos de los dispositivos de control primario y del equipo
auxiliar.
b Tipicamente una fraccion especifica del costo del equipo comprado.
c Generalmente requeridos en instalaciones "desde las raices".
d Contrario a los otros cotos directos e indirectos, los costos por estos conceptos no son por lo general una fraccion
especifica del costo del equipo comprado. En lugar de eso, se dimensionan y costean por separado.
e Normalmente no se requiere con sistemas de control anadidos.
Figtira 2.1: Elementos de Inversion de Capital Total
Esto se aplicaria principalmente a sistemas de control instalados en plantas ya existentes, aunque
tambien se puede aplicar a los sistemas que se instalen en plantas nuevas, cuando no se requiera
de instalaciones especiales (v.g., instalaciones fuera del sitio), para soportar al sistema de control.
Segun se requiera, las instalaciones fuera del sitio incluyen a las unidades para producir
vapor, electricidad y agua tratada; edificios de laboratories; espuelas de ferrocarril y caminos. Sin
embargo, es inusual que un sistema de control de la contamination requiera una de estas unidades
2-6
-------
(v.g., una planta de energia), dedicada a dicho sistema, puesto que rara vez las necesidades del
sistema son de ese tamano. Sin embargo, pudiera ser necesario -especialmente en el caso de
sistemas de control instalados en plantas nuevas- incluir una capacidad extra en la planta generadora
del sitio, para propositos de control. (Una torre lavadora venturi, la cual requiere de grandes
cantidades de energia electrica, es un buen ej emplo de esto). Es costumbre, que el costo de este
servicio sea cargado a los costos de operation del proyecto con una tarifa tal que cubra tanto la
inversion como los costos de operation y mantenimiento (O y M) del servicio.
Como se muestra en la Figura 2.1, otros dos costos pueden incluirse en la inversion de
capital total paraun sistema de control: capital de trabajo y terreno. El capital de trabajo es un
fondo que se reserva para cubrir los costos iniciales de combustibles, sustancias quimicas y otros
materiales, asi como salaries y mantenimiento. Usualmente no se aplica a los sistemas de control,
ya que las cantidades de servicios, materiales y mano de obra que requieren son generalmente
baj as. (Una exception podria serlo un incinerador termico que consuma combustible, para el cual
habria que tener disponible un pequeno suministro (v.g., 30 dias), de combustible, durante el
periodo inicial de operation).
Tambien podria ser necesario un terreno. Pero como la mayoria de los sistemas de control
anadidos ocupan poco espacio (un octavo de hectarea o menos), este costo seria relativamente
baj o. (Ciertos sistemas de control, tales como los utilizados para la desulfurizacion de gas natural,
requieren de terrenos mas grandes para el equipo de proceso, almacen de sustancias quimicas y
disposition de residuos).
Observese tambien en la Figura 2.1, que el capital de trabaj o y el terreno son gastos no
depreciables. En otras palabras, estos costos son "recuperados" cuando el sistema de control
llega al final de su vida util (generalmente en 10 o 20 anos). For el contrario, otros costos de
capital son despreciables, puesto que no pueden ser recuperados y estan incluidos en los calculos
del impuesto sobre la renta (cuando aplique) y de depreciation, siempre que el impuesto sobre la
renta se considere en el analisis de costos. (En el la metodologia del Manual sin embargo, el
impuesto sobre la renta no esta considerado. Ver la Section 2.3.)
Cuando el 100% de los costos del sistema son depreciables, al termino de la vida util del
equipo de control, este no tiene ningun valor recuperable. Esta es una suposicion razonable para
sistemas de control anadidos, al igual que para la mayoria del equipo, los cuales se disenan para
una fuente especifica y no pueden utilizarse en otra parte sin modificarse. Aun si fuera reutilizable,
el costo de desarmar el sistema (v.g., "costo de decomisionar"), seria tan alto (o mayor), que su
valor de recuperation.
2.3.2 Elemeetos del Costo Total Anual
El Total Annual Cost - TAC (costo total anual) de los sistemas de control, se compone
de tres elementos: direct costs - DC (costos directos), indirect costs - 1C (costos indirectos), y
2-7
-------
Costo Total Anual
Costos Directos
Costos Indirectos
Creditos Recuperados
Variable
Semivariable
Materia Prima
Servicios
- Electricidad
- Combustible
- Vapor
- Agua
- Aire Comprimido
Tratamiento/
Disposicion de
Residues
Mario de Obra
- Operacion
- Supervision
- Mantenimiento
Materiales de
Mantenimiento
Componentes
de Remplazo
Otros Costos
Prediales
Seguros
Cargos
Admin istrativos
Recuperacion de
Capital
Materiales
Energia
Figtira 22". Elementos de Inversion de Capital Total
recovery credits -RC (creditos de recuperacion), los cuales se relacionan por la siguiente ecuacion:
TAG =DC + IC -RC
(2.1)
Claramente, estos costos son en base anual, ya que este periodo considera las variaciones
estacionales en la production (y en la generation de emisiones) y es directamente utilizable en el
analisis de rentabilidad. (Ver la Section 2.3.)
Los costos directos son aquellos que tienden a ser proporcionales o parcialmente
proporcionales a la cantidad de gas que es procesado por el sistema de control por unidad de
tiempo. Estos incluyen los costos de la materia prima; servicios (vapor, electricidad, agua de
proceso y de enfriamiento, etc.); tratamiento y disposition de residues; materiales de mantenimiento;
partes de repuesto; y mano de obra de operation, mantenimiento y supervision. De estos costos
directos, los de la materia prima, los servicios y los de tratamiento y disposition de residues son
variables, puesto que tienden a estar en funcion directa de la proportion de fluj o del efluente. Esto
2-8
-------
es, cuando la proportion de flujo es la maxima, los costos son los mas altos. For el contrario,
cuando la proportion de flujo es cero, tambien lo son estos costos.
Los costos directos semivariables son solo parcialmente depend!entes de la proportion de
flujo del gas. Estos incluyen todo tipo de mano de obra, otros costos directos, materiales de
mantenimiento y partes de repuesto. Aun cuando estos costos son funcion de la proportion de
flujo del gas, no son funciones lineales. Aun si los sistemas de control no se encontraran operando,
se continuaria incurriendo en algunos de estos costos semivariables.
Los costos indirectos, o costos anuales "fijos", son aquellos cuyos valores son totalmente
independientes de la proportion de flujo del gas y, de hecho, se tendrian aun si el sistema de
control dejara de operar. Incluyen categorias tales como los gastos de administration, los impuestos
prediales, las primas de seguros y la recuperation de capital.
Finalmente, los costos directos e indirectos anuales, se compensan parcialmente por la
recuperation de creditos, abonados por los materiales o energia recuperados por el sistema de
control y que pueden venderse, reciclarse al proceso, o reutlizarse en algun otro lado en el sitio.
Estos creditos, a su vez, deben compensar en parte los costos necesarios para su procesamiento,
almacenamiento, transports y cualquier otra action requerida para hacer reusable o vendible al
material o energia recuperada. Debe ejercerse mucho cuidado y juicio al asignarle valores a los
creditos recuperados, ya que los materiales recuperados pueden serlo solo en pequenas cantidades
o de pureza dudosa, resultando de menor valor que el material virgen. Al igual que los costos
directos anuales, los creditos recuperados son variables ya que su magnitud es directamente
proporcional a la proportion del fluj o del gas. En la Figura 2.2 se muestran los diferentes costos
anuales y sus relaciones mutuas. En la Section 2.5. se da una description mas completa de estos
costos y como pueden estimarse.
2.4 Conceptos Financieros
Tipicamente, los ingenieros acostumbran utilizar un conjunto relativamente pequeno de
herramientas financieras para evaluar altemativas de instalaciones y justificar sus selecciones con
la alta gerencia. En estos casos, el proposito del ingeniero es mostrar como el articulo recomendado
mej orara la rentabilidad de la compania. En gran parte, esta clase de analisis es voluntaria. Agregar
una nueva linea de ensamble o cambiar de un tipo de material de los empaques a otro, son
decisiones que pueden posponerse o simplemente no realizarse. Este no es el caso con los
dispositivos de control de la contamination, cuando son necesarios para cumplir con las normas
de contamination estatales y federates y que generalmente tienen un plazo fij o para su instalacion.
Por consiguiente, la decision para instalar un dispositive X puede no haberse originado en el
ingeniero. En cambio, el proceso realmente puede ser a la inversa en relation con la evaluation del
ingeniero, realizada por motivos de rentabilidad: el gerente ambiental de la compania podria
identificar la necesidad de un equipo de control de la contamination y pasarle entonces esa decision
al ingeniero.
2-9
-------
Cuando las regulaciones de la call dad del aire limitan la selection de la fUente a un solo tipo
de control (v.g., cuando la regulation especifica la tecnologia a ser utilizada), este Manual cumple
dos funciones. Primero, garantiza que se ha tornado un perfil de costos tan completo como sea
posible para minimizar el efecto adverse de la compra, instalacion y operation de ese equipo.
Segundo, la identification de la tecnologia de control apropiada no incluye requisites especificos
del sitio que necesitan ser identificados y costeados. Este Manual proporciona datos de ingenieria
para el dimensionamiento apropiadoy las especificaciones de diseno del control. Cuando el gerente
ambiental puede escoger entre altemativas de tecnologias de control para lograr el mismo nivel de
abatimiento de la contamination, este Manual realiza una tercera funcion "normalizando" los datos
financieros de cada altemativa para que pueda hacerse una selection bien razonada.
Para evaluar completamente el costo de un dispositive de control de la contamination, el
lector debe entender varios conceptos del analisis financiero. Esta section del Manual discute
como el valor del dinero cambia con el tiempo y como aplicar ese concepto al costo de los
dispositivos de control de la contamination. Las ediciones anteriores del Manual se enfocaron en
la evaluation de information financiera desde una perspectiva de la ingenieria. Sin embargo, la
EPA ha aprendido que la audiencia que utiliza el Manual es tambien de otras disciplinas distintas a
las de la ingenieria. For consiguiente, uno de los cambios importantes en esta edition del Manual
consiste en ajustar los datos financieros y economicos para alcanzar a esta audiencia mas amplia.
Siempre que en las ediciones anteriores se hayan incluido nombres especificos de ingenieria para
los terminos financieros, se conserva el nombre de ingenieria, pero tambien se ha incluido el
termino tecnico desde una perspectiva financiera.
2.4.1 El Valor del Dieero con el Tiempo
Los costos y beneficios de una inversion ocurriran durante un cierto periodo de tiempo en
lugar de que ocurran solamente en el momento de la compra. For consiguiente, los analisis financieros
y estudios de costo-beneficio deben incluir los efectos a futuro de las decisiones actuates. Si las
personas dieran el mismo valor a un dolar a futuro que el que dan a un dolar en el presente, el
analisis financiero podria reducirse a la suma de todos los costos e ingresos a futuro derivados de
la inversion. Sin embargo, como dice el viejo refran: "Mas vale pajaro en mano que un ciento
volando". No solo podria no cumplirse la promesa de un dolar a futuro, sino que su valor adquisitivo
podria declinar. Ademas, gastar el dolar en el presente ofrece beneficios inmediatos que tendrian
que posponerse si ese dolar se guardara para una fecha futura. For consiguiente, los individuos
exigen alguna retribution para compensar estas preocupaciones, aumentando por eso el valor de
un pago a futuro, a mas de un dolar. Reciprocamente, al aceptar hoy un pago por un dolar ofrecido
en alguna fecha a futuro, la persona esta dispuesta a recibir menos que un dolar, puesto que puede
disfrutarlo inmediatamente sin los riesgos de la inflation o de que no le paguen.
Este proceso de ajuste se llama el principio del valor del dinero con el tiempo. El ampliar
un plazo para diferir un pago, tiene un efecto acumulativo. Por ej emplo, si una inversion requiere
de un ajuste de diez por ciento por cada ano que se tiene que posponer la decision de recuperarla,
2-10
-------
un dolar tendria que convertirse en $ 1.10 al final del primer ano ($ 1.00 multiplicado por 110%) y
$1.21 si el plazo se amplia a dos anos ($1.00 multiplicado por 110% multiplicado por 110%). La
formula para calcular el valor a futuro de un dolar invertido hoy es la siguiente:
FV = Six (! + /)" (2-2)
dondeFFes elfuture value (FV) (valor futuro); El presentvalue (PV) (valor actual) del dolar
invertido, / es la tasa de interes y n es el numero de plazos (tipicamente anos), antes de que la
inversion madure. Analogamente, entre mas al futuro sea la promesa de pago, un individuo estara
mas dispuesto a aceptar menos por el pago de inmediato. Por ejemplo, si una persona desea que
se le pague de inmediato en lugar de esperar un ano para recibir un dolar (a la misma tasa del 10%
de interes que se utilize anteriormente), estaria dispuesto a aceptar $0.92 ($ 1 dividido entre 110%).
Para el pago de inmediato de un dolar prometido a dos anos, podria estar dispuesto a aceptar
$0.83 ($1 dividido entre [110% multiplicado por 110%]). El present value (Valor actual) deun
dolar a futuro a realizarse en n anos, puede calcularse con la siguiente formula:
<23)
2.4.2 Tasas de Interes, Precios e Inflation
Los analistas utilizan la tasa de interes para estimar el valor del dinero con el tiempo. Esta
puede visualizarse como el retomo de la inversion o como el costo del credito. Las tasas de
descuento son tasas de interes que se utilizan para estimar el valor de los pagos actuates que se
anticipan a cuenta de pagos a futuro. Hay tres tipos de interes que son importantes para este
Manual: real, nominal, y social. La tasa de interes establecida por las instituciones de credito es la
tasa de interes nominal. Es el costo del prestamo y en el se ha incluido un factor para tomar en
cuenta los cambios anticipados en el nivel general de precios (inflation). Retirando de la tasa de
interes nominal el ajuste por inflation, se obtiene la tasa de interes real -el costo real del prestamo.
Por ej emplo, digamos que un inversionista obtiene de un banco un prestamo de $ 1 00 a 1 0% por
un ano. Al final del ano, el inversionista debe pagar $1 10 dolares. Sin embargo, si durante ese ano
la tasa de inflation fue de seis porciento, el banco recibiria $ 1 0 en intereses, pero tambien perderia
$6 del valor de los $100 que presto. Consecuentemente, solo ganaria $4 de interes real. En forma
de ecuacion, la tasa de interes nominal (i) es igual a la tasa de interes real (i) mas la tasa esperada
de inflation
/=/,+/ (2.4)
2-11
-------
difiere de la utilizada en analisis financieros no
gubemamentales. Representa una tasa de interes social establecida por la Office of Management
and Budget (OMB) (Oficina de Administration y Presupuesto), para efectos de comparacion en
asuntos de politicas publicas. Al igual que las tasas de interes nominal o real, la tasa de interes
social toma en cuenta la incertidumbre y los beneficios previstos asociados con gastar un dolar
hoy, pero por diferentes razones. En terminos sociales, no gastar un dolar hoy significa no preferir
las actividades productoras de beneficios que podrian generar un mejoramiento inmediato del
bienestar social. Contrario al interes que genera la inversion industrial, el cual varia entre las industrias
(y aun entre empresas dentro de una industria), los beneficios sociales que se preven, asociados
con la inversion, permanecen iguales para toda la industria. Ademas, puesto que un cambio en el
nivel general de precios afecta a todos simultaneamente, las tasas de interes social no toman en
cuenta la inflation. La OMB fij a la tasa de interes social en si etc porciento.
Cuando las autoridades estatales, locales, Tribales y otras agencias gubemamentales evaluan
los costos del control de la contamination, el siete porciento de tasa de interes utilizada en este
Manual deberia producir estimaciones comparables a aquellas establecidas por la EPA al realizar
sus propias evaluaciones. Sin embargo, para cumplir con las necesidades de la industria, el Manual
incluye explicaciones detalladas de todos los calculos, de manera que los analistas industriales
puedan adaptar latasa de interes segun sus necesidades particulares.
Los precios reales y nominales actuan de la misma manera. Los precios nominales son los
precios actuates (v.g., el precio en la etiqueta) y representa el valor de un bien particular en un
momento en particular. Los precios reales eliminan el efecto de la inflation. Ajustar los precios
nominales a los precios reales implica tomar una ano base para proposito de comparacion y crear
entonces un factor de ajuste para los precios de cada ano en relation a los del ano base. Este
factor de ajuste es un Price Index (PI) (indice de precio) que puede ser utilizado para ajustar los
precios nominales a un valor equivalente en el ano base, derivado por medio de la siguiente
formula:
precio en un ano dado
PI = : r^r-7 (2.5)
precio en el ano base ^ !
El gobiemo federal y la industria desarrollan una variedad de indices, hechos a la medida
para el analisis de aspectos especificos de precios . Los mas conocidos de estos indices son el
Consumer Price Index - CPI (Indice de Precios al Consumidor) y el Producer Price Index -
PPI (Indice de Precios al Productor), los cuales investigan el cambio de precios a traves de toda
la economia. Sin embargo, estos indices son con frecuencia muy generates para las necesidades
especificas de la industria. Para propositos de control de la contamination, la OAQPS ha
desarrollado y mantenido los Vatavuk Air Pollution Control Cost Indexes - VAPCCI (Indices
Vatavuk de Costos de Control de la Contamination del Aire), los cuales proporcionan una
estimation del cambio en los precios de compra de los dispositivos de control de la contamination.
Los J^jPCC/pueden encontrarse en Internet, en la pagina de la OAQPS'y en la de la Technology
2-12
-------
Transfer Network - 777V, Red de Transferencia de Tecnologia, (www.epa.gov/ttn/catc/
products.html#cccinfo). Para ilustrar el uso de un indice de precios, supongase que un dispositive
de control costo $100 dolares hace diez afios y que ahora cuesta $130 dolares. El indice de
precios para ese dispositive seria 1.30, de acuerdo a la ecuacion 2.4. Supongase que el indice
VAPCCI para el mismo periodo fue de 1.42; entonces, el mismo articulo debio de haber
incrementado su costo en 42% en los mismos diez anos, para que no hubiera tenido cambio en su
valor en relation a otros bienes. Puesto que el dispositivo tuvo un indice de precio mas baj o, seria
realmente menos caro en terminos relatives.
2.4.3 FltijodeEfectivo
Durante toda la vida de una inversion se presentan gastos e ingresos, cuya cantidad y
momento en el que se presenten constituyen el flujo de efectivo del proyecto. El costeo de sistemas
de control de la contaminacion siempre incluye gastos pero puede no necesariamente tener ingresos.
Para que un control genere ingresos, debe reducir el costo de production (a traves de menos
consumos o reformulation del producto), o debe capturar y recuperar un contaminante con
caracteristicas reciclables (v.g., recuperation de un solvente). Mientras que el flujo de efectivo
ocurre durante todo el ano, los analistas por lo general suponen que los egresos e ingresos ocurren
al final del ano en el que se presentan.1 EnlaFigura2.3 semuestraundiagramadeunflujode
efectivo hipotetico que ilustra los ingresos y egresos contabilizados al final del ano paraun dispositivo
de control que no tiene valor de recuperation. Los egresos son las barras soli das que se extienden
por debaj o de la linea y los ingresos son las barras solidas por encima de ella. Tipico de muchos
flujos de efectivo relacionados con equipo, los costos mas altos ocurren a tiempo cero, cuando se
adquiere y se instala el control. En el primer ano de operation, los costos tienden a ser relativamente
altos por la operation y mantenimiento de un equipo nuevo, debido a las condiciones de balanceo
y ajuste. Despues de eso, los costos tienden a baj ar y a permanecer mas o menos constantes hasta
que el equipo se aproxima al final de su vida Ml, cuando los costos de operation y mantenimiento
tienden a ser altos de nuevo. En el ejemplo hipotetico, el control genera algun ingreso, pero no el
suficiente como para compensar los costos de operation y mantenimiento durante la vida del
equipo. Es posible, sin embargo, que el ingreso genere flujos de efectivo positives.
2.4.4 Metodos de Aealisis Fieaecieros
Cuando existen altemativas de oportunidades de inversion -cuando puede utilizarse mas
de una estrategia de control de la contaminacion- la selection de la altemativa mas apropiada
depende del efecto de esa altemativa en la rentabilidad de la empresa. Consecuentemente, los
analisis financieros han creado un conjunto de herramientas de evaluation que nos ilustran acerca
de las consecuencias financieras potenciales asociadas a alguna inversion. Aunque ninguna
herramienta sola sirve para todas las instancias, la aplicacion de varias de ellas puede proporcionar
al gerente de finanzas, suficiente information de cada altemativa de inversion, de manera que
pueda tomarse una decision adecuada. La herramienta mas importante en el arsenal del analista,
1 Esta suposicion introduce muy poco error.
2-13
-------
es el Net present value (NPV) (Valor actual neto). Sirve como la base de un numero de analisis
relacionados, incluyendo los de relacion costo/beneficio y internal rate of return (IRR) (taza
intema de retomo). Segun encuestas, la mayoria de los analistas utilizan mas de una herramienta y
emplean por lo general alguna forma de analisis de valor actual. [8] Los dispositivos de control de
la contaminacion, por lo general, no generan fluj os positives de efectivo, pero aun en este tipo de
inversiones, los contadores de costos ambientales evaluan sus programas atraves de analisis de
valor actual. [9] En las siguientes secciones se discuten algunas de las herramientas mas comunes
de analisis financiero.
Ano
Figtira 23°. Diagrama de Fluj o de Efectivo Hipotetico
2.4.4.1 Net present value (NPV) (Valor Actual Neto)
Para evaluar la efectividad en cuanto a costos de las altemativas de dispositivos de control
de la contaminacion, el analista debe ser capaz de compararlas de una manera que tenga sentido.
Puesto que diferentes controles tienen diferentes expectativas de vida Ml y resultaran en diferentes
fluj os de efectivos, el primer paso al comparar altemativas es normalizar sus rendimientos utilizando
el principio del valor del dinero con el tiempo discutido en la section 2.4.1. El proceso mediante
el cual los flujos de efectivo a futuro se traducen a dolares actuates se conoce como analisis del
valor actual. Cuando en el flujo de efectivo se presentan ingresos y egresos, tambien se le conoce
comunmente como analisis del valor actual neto. En cada caso, la estrategia es la misma: ajustar el
valor a futuro del dinero a valores actuates, empleando una tasa de interes (descuento) apropiada,
2-14
-------
y sumarlos. En general, entre mayor sea la suma, mas atractivo es el proyecto. Tal como se discute
en la seccion 2.4.2, este Manual utiliza la tasa de interes social de descuento que por mandato
federal es del 7%.
El desarrollo de un valor actual neto de un fluj o de efectivo, implica los siguientes pasos:
• Identification de altemativas- para nuestros propositos, una altemativa apropiada seria
cualquier dispositivo de control de la contaminacion que redujera las emisiones en la
fuente a niveles aceptables.
• Determination de los costos y fluj os de efectivo en toda la vida de cada altemativa - cada
uno de los capitulos subsecuentes de este Manual ofrece information detallada para costear
dispositivosy equipos especificos de control de la contaminacion.
• Determination de una tasa apropiada de interes (descuento) - para las agencias estatales,
locales, Tribales y otras organizaciones de gestion ambiental, la tasa de descuento social
de siete porciento de la EPA, probablemente seria la mas apropiada. Los usuarios
industrial es de este Manual deberian de obtener la opinion de sus gerentes financieros o
de sus camaras o asociaciones.
• Para cada altemativa: Calcular un factor de descuento para cada ano durante la vida util
del equipo - por ejemplo, la tasa de descuento de \aEPA de 7% produce factores de
descuento de: 0.9346, 0.8734, 0.8163, 0.7629, and 0.7130 para el lro, 2do, 3ro, 4toy 5to
ano de la vida de un equipo, respectivamente.
Para el fluj o de efectivo de cada ano, se suman todos los ingresos y gastos para
determinar el fluj o neto de efectivo para ese ano en terminos nominales (Ver la
seccion 2.4.2).
Multiplique el flujo neto de efectivo de cada ano por el factor de descuento
apropiado.
Sume los fluj os netos de efectivo descontados para derivar el valor actual neto.
Compare los valores actuates netos de cada altemativa. Los analistas deben valorar
cada una de las inversiones que se estan analizando, de acuerdo con su valor
actual neto. Los valores actuates netos mas altos significan mej ores oportunidades
de inversion en relation a las otras altemativas de inversion del conjunto entre el
que se decide.
El valor actual neto de una corriente de fluj os de efectivo durante la vida util de un paquete
de inversion, puede ser calculado por medio de la siguiente formula:
2-15
-------
(2-6)
donde TVPFrepresenta valor actual neto, NCFpl fluj o neto de efectivo para el ano t, e /' es la tasa
de interes.
En la Figura 2.3 se incluye una barra blanca en cada ano para representar el valor actual
neto del flujo de efectivo (ingresos menos egresos), de la inversion (dispositive de control), durante
ese ano. En otras palabras, las barras blancas muestran el valor que el inversionista estaria dispuesto
a gastar en tiempo cero para cubrir el flujo neto de efectivo de cada ano, en lugar de esperar a
cubrirlo al final del periodo. A tiempo cero, los calculos del valor actual reflej an el valor total de
todos los costos e ingresos, por lo que la barra blanca es de la misma longitud que la barra solida.
El valor actual neto nos proporcionaun valor esperado para el control si todos los egresos
e ingresos fueran realizados en forma inmediata, en lugar de distribuirse en el tiempo. Claramente,
en el ejemplo de la Figura 2.3, puesto que en ningun ano se produce un flujo de efectivo positive,
el valor actual neto del control tambien debe ser negative. Si, por otro lado, ocurrieran flujos de
efectivo positives y el valor actual neto del control fuera positive, el analista podria suponer que el
beneficio financiero del control es mayor que su costo y que el control es un buen candidate para
ejecutarse.
Debido a que cada control tiene una vida diferente y un patron de fluj o de efectivo diferente,
los analisis del valor actual neto proporcionan una medida por medio de la cual pueden compararse
las altemativas de control. Sin embargo, los analisis del valor actual neto tienen sus limitaciones.
Considerese una empresa hipotetica investigando la instalacion de dos altemativas de controles de
la contamination del aire. Una altemativa seria la de reconvertir el equipo actual, la cual tendria
una vida util de cinco anos sin valor de recuperation. La otra altemativa seria rescatar el equipo
actual y reemplazarlo por componentes nuevos de tecnologia de punta que contaminen menos.
Esta estrategia tendria una vida util de veinte anos. Si el proceso de reconvertir el equipo tiene un
valor actual neto mas alto, ^significa que es la mejor option? No necesariamente, porque dentro
de cinco anos tendria que comprarse equipo nuevo de cualquier modo. Si la estrategia del equipo
nuevo tuviera un valor actual neto mas alto, i seria esta una mej or option? No necesariamente,
puesto que la inversion de la empresa estaria corriendo riesgos por un periodo de tiempo cuatro
veces mayor.
Una solution al problema del efecto del tiempo asociado con los analisis del valor actual
neto, seria la de extender la altemativa de la reconversion del equipo, agregando quince anos de
reposition de equipo al final del periodo de la modification. Esto permitiriauna comparacion de
mas sentido, ya que seria para periodos de tiempo similares y se incluirian los dos gastos del
equipo necesario para realizar la option de la reconversion. Otra solution seria la de aumentar la
2-16
-------
information recibida del analisis del valor actual neto, empleando otras herramientas de analisis
financiero.
2.4.4.2 Fluj o de Efectivo Anual Uniforme Equivalente y Anualizacion
En lugar de pagar por adelantado todos los costos a futuro de instalacion, mantenimiento y
operation de un dispositivo de control de la contamination, ^que tal si los pagos pudieran ser
igualizados a lo largo de la vida del control? Una herramienta comun de ingenieria para la evaluation
de altemativas de control utiliza este enfoque, llamado el metodo del equivalent uniform annual
cashflow (EUAC) (fluj o de efectivo anual uniforme equivalente). [ 10] El EUAC trabaj a mejor
cuando hay solo un valor initial o final que incorporar y los fluj os anuales de efectivo son constantes.
Cuando se comparenEL^Cpara diferentes sistemas, el analista debe evitar comparar sistemas
con vidas utiles muy diferentes. La comparacion de EUAC para sistemas con vida util que difieran
en dos o tres anos, puede ser razonable, pero despues de ese rango las comparaciones se hacen
problematicas. Este Manual no recomienda el uso de EUAC por si mismo y solo cuando la vida
util de las altemativas de control son muy similares.
Anualizacion es un proceso similar al EUAC pero no esta limitado a flujos constantes
de efectivo. Implica determinar el valor actual neto de cada alternativa de inversion de
equipo y determinar entonces los pagos iguales (en terminos nominales), que tendrian que
hacerse al final de cada ano para alcanzar el mismo nivel de egresos. En esencia, la
anualizacion implica establecer un "pago" anual suficiente para financiar la inversion durante
toda su vida, utilizando la siguiente formula:
PUT = NPV
(2.7)
donde PMTes el equivalent uniform payment (pago uniforme equivalente) durante la vida del
control, n, a una tasa de interes, /'. TVPFindica el valor actual de la inversion tal como fue definido
anteriormente por la ecuacion 2.6.
Los textos de ingenieria economica llaman a este pago el capital recovery cost (CRC)
(costo de recuperation de capital), el cual puede ser calculado multiplicando el NPVde la inversion
por el capital recovery factor (CRF) (factor de recuperation de capital):
CRC = NPVxCRF (2.8)
en donde CRF se define de acuerdo a la formula:
(2.1
2-17
-------
Tabla 2.2: Parametros del Establecimiento y Opciones de las Regulaciones
Parametros del Establecimiento
Intensivos
- Condition del establecimiento (nuevo o ya existente, localization)
- Caracteristicas del gas (temperatura, presion, control de humedad)
- Concentration de l(os) contaminante(s) y/o distribution del tamano de particula
Extensivos
- Capacidad del establecimiento
- Vida del establecimiento
- Velocidad del flujo del gas de salida
- Velocidad de emision de contaminante(s)
Qpciones de las Regulaciones
No control
Dispositivos "anadidos"
- Limites de emision
- Limites de opacidad
Modificaciones al proceso
- Cambios de materia prima
- Sustitucion de combustible
Pretratamiento de la alimentacion/en la fuente
- Desulfurizacion del carbon
- Supresion humeda del polvo
La ecuacion de CRF es una transformation de la forma del PMTde la ecuacion 2.7 y arroj a la
misma information.
2.4.4.3 Reembolso (tiempo de recuperacion del costas inicial)
Reembolso es el tiempo (anos) necesario para que una inversion recupere su inversion
inicial. Puede utilizarse para proyectos simples o para evaluaciones "sobre las rodillas" con la
siguiente regla de dedo: entre mas corto sea el periodo de reembolso, mas atractivo es el proyecto.
El reembolso se calcula dividiendo el costo de capital total de un proyecto por sus ingresos o
ahorros anuales. Mentras que requiere muy poca information y casi nada de tiempo para calcularse,
2-18
-------
el reembolso tiene una utilidad limitada como herramienta de evaluation, puesto que no toma en
cuenta los flujos de efectivo ni el valor del dinero con el tiempo.
2.4.4.4 Otras Herramientas de Analisis Financiero
La mayoria de las firmas hacen las decisiones de inversion en base al rendimiento de la
inversion, y no a la magnitud de su valor actual neto. El return on investment (ROI) (rendimiento
de la inversion) es analogo a una tasa de interes y representa la cantidad de valor adicional -arriba
de los costos iniciales de la inversion- que generara una inversion. Claramente, para la mayoria de
las inversiones para el control de la contamination, el analisis de ROI no ayuda demasiado en
terminos de information Ml. Se calcula dividiendo el ingreso anual neto (ingreso bruto menos
cualquier depreciation), entre el costo de capital de la inversion, resultando en un porcentaje de la
inversion que es recuperado cada ano. La regla de decision que debe aplicarse para el analisis de
ROI, es que si el porcentaj e resultante es al menos tan alto como alguna tasa minima de rendimiento
establecida, entonces la inversion podria valer la pena. Sin embargo, diferentes industrias requieren
diferentes tasas de rendimiento de su inversion y, aun dentro de una misma industria pueden
encontrarse diferentes tasas. Los analistas deben consultar con sus gerentes de finanzas o con
alguna camara o asociacion de industrials, para determinar que porcentaje podrian aplicar.
LalRR (tasa intema de rendimiento), es similar al analisis del valor actual en que involucra
descontar una serie de fluj os de efectivo desiguales. Sin embargo, la tasa de interes, i, se fij a de
antemano con el metodo del NPV. A medida que disminuye la tasa de interes, tambien lo hace el
valor actual neto de los flujos de efectivo a futuro que se esten analizando. En algun momento, la
tasa de interes baj ara tanto que el valor actual neto sera negativo. La IRR es la solution para las
tasas de interes que, si se aplicaran al analisis del NPV, resultarian en un valor actual neto de cero.
Cuando se comparan alternativas de sistemas, uno podria seleccionar la altemativa con la IRR
mas alta. Hace veinte anos, las discusiones acerca de la IRR desalentaron su uso, debido a que no
hay un metodo directo para calcularla. En ese entonces, la determination de la IRR era un proceso
iterative que podia consumir muchas horas de trabaj o. Actualmente, siendo las computadoras una
herramienta fundamental para la mayoria de las tareas, la determination de la IRR no ha cambiado,
pero es facil de utilizar y la velocidad en su calculo se ha incrementado dramaticamente.
2.5 Procectimiento de Estimation
El procedimiento de estimation empleado en el Manual tiene cinco pasos: (1) obtener los
parametros del establecimiento y las opciones de las regulaciones para un establecimiento dado;
(2) bosquejar el diseno del sistema de control; (3) dimensionar los componentes del sistema de
control; (4) estimar los costos de estos componentes individuates; y (5) estimar los costos (de
capital y anual) para todo el sistema.
2-19
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Tabla 2.3: Ejemplos de Parametros Tipicos de Dispositivos de Control [11]
General
• Material de construccion: acero al carbon
• ^Con aislamiento? Si
• Vida economica: 20anos
• Redundancia3: ninguna
Especificos del Dispositive
• Relation Gas-Tela ("parametro critico"): 3.0 a 1
• Caida de presion: 6.0 en pulgadas de columna de agua
• Construccion: estandar(vs. dediseno)
• Tipo de operation: continua (vs. intermitente)
• Tipodefiltro: sacudido
• Material de labolsa: poliester, 16-oz.
a Se refiere a si existen o no cualquier equipo extra instalado (v.g., ventiladores), para fucionar en caso
de que los elementos basicos se vuelvan inoperantes, para evitar parar todo el sistema.
2.5.1 Parametros del Establecimiento y Opciones de las Regulaciones
La obtencion de los parametros del establecimiento y de las opciones de las regulaciones,
implica no solo enlistar los parametros de la fuente de contamination del aire (v.g., cantidad,
temperaturay composition de la(s) corriente(s) de emision), sino tambien compilar los datos para
la operation del establecimiento. (En la Tabla 2.2 ennumera ejemplos de estos.) Observese que
se han identificado las dos clases de parametros del establecimiento -intensivos y extensivos.
Los primeros son simplemente aquellas variables independientes de la cantidad o de las
dimensiones -v.g., el tamano del sistema. For el contrario, los parametros extensivos abarcan
a todas las variables dependientes del tamano, tal como la velocidad de flujo volumetrico
del gas.
Al igual que los parametros del establecimiento, las opciones de las regulaciones son por
lo general especificadas por otros. Estas opciones son maneras de lograr un limite y un rango
predeterminados de emision, partiendo desde no control hasta el control maximo tecnicamente
alcanzable. La option que resulte dependera de si la fuente de emision es una chimenea (fuente
fij a), una fuga del proceso (emision fugitiva) o un area no confinada o parcialmente confinada, tal
como una pila de almacenamiento (fuente de area, fugitiva). Las chimeneas se controlan normalmente
por dispositivos "anadidos". Tal como se discutio anteriormente, esteManual trataraprimordialmente
2-20
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de dispositivos "anadidos". (Sin embargo, en ciertos casos, algunos dispositivos pueden utilizarse
para controlar emisiones fugitivas de los procesos, tal como un filtro de tela utilizado en conjunto
con un sistema de extraction del edificio). Los anadidos son normalmente empleados para cumplir
con niveles especificados de emisiones, aunque en el caso de emisiones de particulados, tambien
se requieran para cumplir con niveles de opacidad.
2.5.2 Disefio del Sistema de Control
Bosquejar el diseno del sistema de control implica primero decidir que clase de sistema se
va a costear (una decision que depende del contaminante a controlar, de las condiciones de la
corriente del gas de salida y de otros factores) y que equipo auxiliar sera necesario. Al especificar
el equipo auxiliar, debe darse respuesta a varias preguntas:
• <^Que tipo de campana (si acaso) sera necesario para capturar las emisiones de la fuente?
• i Se necesitara un ventilador para transporter el gas a traves del sistema?
• i Se necesita un ciclon o algun otro prelimpiador para acondicionar el gas antes de que
entre al dispositivo de control?
• i Se reciclara, o se dispondra del contaminante capturado? ^Como se realizara esto?
• ^Tendra la unidad local de servicios (v.g., electricidad), la capacidad para soportar la
carga adicional que requiera el sistema de control?
Los tipos de equipo auxiliar que se seleccionen dependeran de las respuestas a estas y a
otras preguntas que son especificas del sitio. Sin embargo, sin importar la fuente a controlar, cada
sistema podra contener, ademas del dispositivo de control mismo, los siguientes equipos auxiliares:
• Campana. u otro medio para capturar la emision;
• Conductos. para transporter el gas desde la fuente hasta, a traves, y desde el sistema de
control;
• Sistema del ventilador. (ventilador, motor, arrancador, compuertas de entrada/salida, etc.),
para mover el gas a traves del sistema;
• Chimenea. para dispersar el gas limpio en la atmosfera..
2-21
-------
2.5.3 Dimensionamiento del Sistema de Control
Unavez quelos componentes del sistemahan sido seleccionados, deben ser dimensionados.
El dimensionamiento es quizas el paso mas critico, debido a que la suposicion hecha en este paso
influira de una mayor manera que cualquier otra en la inversion de capital. Antes de discutir como
dimensionar el equipo, necesitamos definir el termino parametro. (En la Tabla 2.3 se enlistan
ejemplos de estos parametros. Para una description completa del procedimiento de
dimensionamiento de precipitadores electrostaticos, vease el Capitulo 6.)
Tambien enlistados en la Tabla 2.3 estan los parametros generates que tambien deben
especificarse antes de que el costo de compra del equipo del sistema pueda ser estimado. Observese
que, al contrario de los parametros del dispositive de control, estos pueden aplicarse a cualquier
clase de sistema de control. Estos parametros incluyen los materiales de construction (los
cuales pueden ir desde acero al carbon y varios tipos de aceros inoxidables, hasta plasticos
reforzados con fibra de vidrio), presencia o ausencia de aislantes y la vida util o economica
del sistema. Tal como se indica en la Section 2.3.2, se requiere de este ultimo parametro
para estimar los costos anuales de recuperation de capital. La vida util no solo varia segun
el tipo de sistema de control, sino tambien con la severidad del ambiente en el que sera
instalado. (En las secciones del Manual en las que se discuten dispositivos especificos de
control, se presentaran valores representatives de vida util de los sistemas y otros parametros
de los dispositivos de control).
2.5.4 Estimation de la Inversion de Capital Total
2.5.4.1 Consideraciones Generates
El cuarto paso es la estimation del costo del equipo comprado del equipo del sistema de
control. Estos costos estan disponibles en este Manual para los dispositivos anadidos y equipo
auxiliar mas comunmente utilizados. Cada tipo de equipo ha sido cubierto en un capitulo por
separado. (Ver la Tabla de Contenido)
A su vez, la mayoria de estos costos han sido basados en datos obtenidos de los
proveedores de equipo de control. Estas empresas son numerosas, muchas de las cuales fabrican
y erigenuna variedad de sistemas de control. [12] Tienen listas actualizadas de los precios de sus
equipos, generalmente indexadas por nombre del modelo. Si los articulos para los cuales se solicita
precio son equipos estandares ya fabricados, el proveedor puede dar una cotizacion por escrito,
enlistando sus costos, nombre de los modelos, fecha de la cotizacion, fecha estimada de embarque
y otra information. Mas aun, las cotizaciones son por lo general "F.O.B. " (free-on-boardo libre
a bordo) proveedor, lo que significa que no se han incluido impuestos, fletes ni otros cargos. Sin
embargo, si los articulos no son estandares ya fabricados, deben fabricarse a las especificaciones
del cliente o, en caso de que scan de gran tamano, deben construirse en el sitio. En tales casos, el
2-22
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proveedor puede aun dar cotizaciones -pero seguramente le tomara mas tiempo hacerlo y puede
inclusive hacer cargos por este servicio, para cubrir la mano de obra y otros gastos de su
departamento de cotizaciones.
Tal como se discute en la Seccion 2.2 en este Manual, la inversion de capital total se
calcula utilizando factores a partir del costo del equipo comprado, el cual a su vez es la suma del
costo del equipo base (dispositivo de control mas auxiliares), fletes, instrumentacion e
impuestos sobre venta. Los valores de estos factores de instalacion dependen del tipo de
sistema de control instalado y estan, por lo tanto, enlistados en los capitulos individuates de
este Manual en los que se tratan.
Los costos de fletes, instrumentacion e impuestos sobre ventas (IS. Ventas), se
calculan en forma diferente a los costos directos e indirectos de instalacion. Estos conceptos
se calculan con factores tambien, pero a partir del costo del equipo base (F.O.B. proveedor).
Pero, contrario a los factores de instalacion, estos factores son esencialmente iguales para
todos los sistemas de control. Los valores para estos son los siguientes:
Tabla 2.4: Los Costos de Fletes, Instrumentacion e Impuestos Sobre Ventas
% del Total de Equipo
Costo, F.O.B.
Costo Raego Tipico
Flete
IS. Ventas
Instrumentacion
0.01-0.10
0-0.08
0.05-0.30
0.05
0.03
0.10
El rango en los costos de los fletes reflej a la distancia entre el proveedor y el sitio. La parte
mas baja es tipica de las areas metropolitanas de los EE.UU., mientras que la parte alta reflej a
costos de fletes a lugares tan remotos como Alaska y Hawaii. [11] Los factores de impuestos
locales y estatales reflej an el rango de las tasas de impuestos locales y estatales actualmente en
vigor en los EE.UU.[13]
El rango de los factores de instrumentacion es tambien muy grande. Para sistemas que
requieren controles manuales o continuos simples, se aplicaria el factor mas baj o. Sin embargo, si
el control es intermitente y/o requiere instrumentacion de respaldo por seguridad, se aplicaria la
parte mas alta del rango.[11] Finalmente, algunos "paquetes" de sistemas de control (v.g., los
incineradores tratados en la Seccion 4.2.2), vienen con sus controles construidos, cuyo costo esta
incluido en el costo del equipo base. En esos casos, el factor de instrumentacion seria, por supuesto,
cero.
2-23
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2.5.4.2 Consideraciones Acerca de los Costos de Reconversion
Los factores de instalacion listados en algun lugar del Manual, son aplicables
primordialmente a sistemas instalados en establecimientos nuevos. Estos factores deben ajustarse
siempre que el sistema de control sea dimensionado para, e instalado en (v.g., "reconvertido"),
un establecimiento ya existente. Sin embargo, debido a que el tamano y numero de los
equipos auxiliares son generalmente los mismos en una situation de reconversion, el costo
del equipo comprado del sistema de control, probablemente no seria diferente del costo del
equipo para una planta nueva. El costo de la instalacion de los conductos seria una exception,
ya que en muchas situaciones de reconversion, se requieren conductos excepcionalmente
largos para conectar el sistema de control al proceso ya existente.
Cada reconversion es unica; por lo que no se puede desarrollar un factor general.2
De cualquier modo, se puede dar alguna information general en relation a los tipos de
modificaciones de sistemas que pudieran esperarse en una reconversion:
1. Auxiliares. De nuevo, el componente mas importante a considera es el costo de la
instalacion de los conductos. Ademas de que se requieren varios conductos muy
largos, algunas reconversiones requieren codos, tes, compuertas y otras conexiones
adicionales.
2. Manejo y Colocacion. En situaciones en las que el espacio es muy limitado, debe
tenerse especial cuidado al descargar, transportar y colocar el equipo. Este costo se
incrementaria considerablemente si fueran necesarios algunos medios especiales (v.g.,
helicopteros), para colocar el equipo en los techos o en otros lugares inaccesibles.
3. Tuberia. Aislantes y Pintura. Al igual que con los conductos, pueden necesitarse
tramos largos de tubos para conectar el dispositive de control con las fuentes del
proceso y con agua de enfriamiento, vapor, etc. Por supuesto, entre mas tuberia y
conductos se requieran, mas aislante y pintura seran necesarios.
4. Preparation del sitio. Contrario a las otras categorias, este costo puede realmente
disminuir, ya que la mayor parte del trabajo ya estaria realizado cuando el
establecimiento original fue construido.
5. Establecimientos fuera del sitio. Se concibe que los costos de reconversion para esta categoria
serian los mas grandes. Por ej emplo, si el sistema de control requiere de grandes cantidades
de energia electrica (v.g., una torre lavadora venturi), la planta de energia de la fuente,
podria no estar en condiciones de surtirla. En tal caso, la fuente tendria que comprar
energia adicional de algun servicio publico, expandir su planta de energia o construir otra.
En cualquier caso, el costo del suministro de electricidad al sistema de control podria ser
Se ban desarrollado factores de modification para aplicaciones especuficas
(controles de calderas a carbon). Vease las referencias [14] y [15].
2-24
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mayor que si el sistema se instalara en una fUente nueva, para la cual se habria planeado un
suministro adecuado para sus necesidades de electric! dad.
6. Ingenieria. Disenar un sistema de control para que se acople a una planta ya existente
requiere ingenieria extra, especialmente cuando el sistema es excepcionalmente grande,
pesado o consumidor de servicios. For las mismas razones, pudiera necesitarse
supervision extra cuando se realice la instalacion.
7. Perdidas en Production. Se incurre en estos costos siempre que se reconvierte un
sistema de control que no puede ser conectado al proceso durante los periodos
normales de mantenimiento ya programados. Entonces, parte o todo el proceso debe
pararse temporalmente. Los ingresos netos (v.g., ingresos brutos menos los costos
directos al generarlos), que se pierden durante el periodo de paro es un gasto de
reconversion.
8. Imprevistos. Debido a la naturaleza incierta de las estimaciones de reconversion, el
factor de imprevistos (v.g., incertidumbre), debiera incrementarse. De los puntos
anteriores, es aparente que algunos o la mayoria de los costos de instalacion se
incrementarian en una situation de reconversion. Sin embargo, puede haber otros
casos en los que los costos de instalacion para una reconversion scan menores que el
costo de instalacion del sistema en una planta nueva. Esto sucederia cuando uno de
los dispositivos de control, digamos un precipitador electrostatico (PES), es repuesto
por una unidad mas eficiente -una casa de bolsas, por ejemplo. Los conductos, la
chimenea y otros auxiliares del PES podrian ser adecuados para el nuevo sistema, al
igual que lo serian las unidades de servicios (planta de energia, etc.).
2.5.5 Estimation de los Costos Aetiales
La determination de los costos totales anuales (CTA) es el ultimo paso del procedimiento
de estimation. Tal y como se menciona en la Section 2.3, el CTA se constituye con tres componentes
—costos directos e indirectos anuales y creditos recuperados. Contrario a los costos de instalacion,
los cuales son calculados con factores a partir del costo de equipo comprado, los conceptos de
costo anual son computados por lo general, a partir de datos conocidos de tamano del sistema y
modo de operation, asi como de los parametros del establecimiento y del dispositive de control.
Seguidamente, se presenta una discusion mas detallada de los conceptos que componen el
costo total anual (En los capitulos de cada dispositive de control, se incluyen valores/factores para
estos costos).
2-25
-------
2.5.5.1 Materia Prima
Generalmente, con los sistemas de control no se requiere de materia prima. Serian la
exception las sustancias quimicas utilizadas en las torres lavadoras venturi o absorbedoras de gas
o para neutralizar extracciones acidas (v.g. acido clorhidrico), o amoniaco o urea para el control
de NOx durante la combustion. Las sustancias quimicas pudieran tambien requerirse para tratar
las aguas residuales descargadas de las torres lavadoras o absorbedoras, antes de desecharlas a
cuerpos de agua superficial. Pero, solamente se consideran estos costos, cuando el sistema de
tratamiento de aguas residuales esta exclusivamente dedicado al sistema de control. En la mayoria
de los casos, se aplica un cargo prorrateado por tratamiento de residues (Ver tambien la discusion
mas abajo acerca de Tratamiento y Disposition de Residues).
Las cantidades de sustancias quimicas requeridas se calculan por medio de balances, con
un margen extra de 10 a 20% por perdidas miscelaneas. Los costos de las sustancias quimicas
estan disponibles en el Chemical Marketing Reporter y en publicaciones similares.
2.5.5.2 Mano de Obra de Operation
La cantidad de mano de obra que requiere un sistema, depende de su tamano, complejidad
y modo de operation (v.g. , por lotes o continuo). El costo de mano de obra se calcula generalmente
en base a horas por tumo. Como regla sin embargo, es dificil obtener datos que muestren
correlaciones explicitas entre las necesidades de mano de obra y la capacidad. Una correlation
que se encuentra en la literatura es logaritmica: [ 1 6]
donde:
Lr L2 = mano de obra requerida para los sistemas 1 y 2
Vj, V2 = capaddadesdelossistemasly2(medidasporelflujovolumetricodelgas,
porejemplo)
y = 0.2 a 0.25 (tipicamente)
El exponente en la Ecuacion 2.9 puede variar considerablemente, sin embargo. Por el
contrario, en muchos casos la cantidad de mano de obra de operation para un sistema sera
aproximadamente la misma independientemente de su tamano.
Debe agregarse una cierta cantidad al costo de mano de obra de operation para cubrir las
necesidades de supervision. Un quince porciento de las necesidades de mano de obra de operation
seria representative. [ 1 7]
2-26
-------
Para obtener el costo anual de mano de obra, se multiplican las necesidades de mano de
obra de operation y de supervision (mano de obra-hr/operacion-hr), por sus respectivos salaries
($/mano de obra-hr) y el factor de operation del sistema (numero de horas por ano que el sistema
esta en operation). Los salaries tambien varian considerablemente, dependiendo de la categoria
de la fuente, localization geografica, etc. Estos datos se tabulan y se actualizan periodicamente
por el U.S. Department of Labor, Bureau of Labor Statistics, la Oficina de Estadisticas del
Trabajo del Departamento del Trabajo de los EE.UU. en su Monthly Labor Review y otras
publicaciones. Finalmente, observese que estos son salaries bases, que no incluyen nomina ni
otros costos (Vease la discusion acerca de Otros Costos mas abajo.)
2.5.5.3 Mantenimiento
Los costos de mano de obra por mantenimiento se calculan de la misma manera que los
de operation y tienen influencia de las mismas variables. Los salaries de la mano de obra por
mantenimiento son normalmente mayores que los de operation, debido principalmente a que se
requiere personal mejor capacitado. Un bono de 10% en el salario es tipico.[17]
Ademas, se tienen gastos por materiales de mantenimiento —aceite, otros lubricantes,
cintas para conductos, etc. y una serie de herramientas pequenas. Los costos de estos articulos
pueden calcularse individualmente, pero puesto que son normalmente muy pequenos, por lo general
se calculan con factores a partir del costo de la mano de obra por mantenimiento. La referencia
[16] sugiere un factor de 100% del costo de mano de obra de mantenimiento para cubrir los
costos de materiales de mantenimiento.
2.5.5.4 Servicios
Esta categoria de costo incluye muchos conceptos diferentes, que van desde electricidad
hasta aire comprimido. De estos, solo la electricidad es comun atodos los dispositivos de control,
mientras que el gas natural y los combustibles liquidos se utilizan solamente en incineradores; el
agua y el tratamiento de agua residual, en las torres lavadoras venturi, enfriadores y camaras de
aspersion; el vapor, por los adsorbedores de carbon; y aire comprimido, por los filtros de tela con
pulsos de chorro de aire.
Las tecnicas y los factores para estimar el costo de los servicios se presentan en sus
respectivas secciones. Sin embargo, debido a que casi cada sistema requiere de un ventilador
para transporter los gases de la extraction desde y a traves del mismo, aqui se presenta una
expresion general para calcular el costo de la electricidad del ventilador (Ce): [11]
0.746 Q AP s 6 pe
C*= 635^ (2'1())
-------
donde
Q = velocidad de fluj o del gas (pies3 /mm reales)
AP = caida de presion a traves del sistema (columna en pulgadas de agua) (Valores
para AP estan dados en los capitulos que tratan cada equipo)
s = gravedad especifica del gas relativa al aire (1.000, para todos los
propositos practices)
6 = factor de operation (hr/ano)
77 = eficiencia combinada del motor y del ventilador (usualmente 0.60 a 0.70)
pe = costo de la electricidad ($/kwhr)
Puede desarrollarse una expresion similar para calcular los requerimientos de electricidad del motor
delabomba.
2.5.5.5 Tratamiento y Disposition de Residues
Aunque con frecuencia no se consideran, pueden tenerse costos importantes asociados con
el tratamiento y/o disposition de residues capturados por el sistema de control que no puedan ser
vendidos ni reciclados en el proceso.
Las corrientes de residues liquidos, tales como la descarga de un absorbedor de gas, son
procesadas generalmente antes de que scan descargadas a aguas superficiales. El tipo y grado de este
tratamiento, dependera, por supuesto, de las caracteristicas del efluente. Por ejemplo, el residue
puede ser enviado primero a uno o mas clarificadores para coagulation y remocion de los solidos
suspendidos. El precipitado del clarificador es entonces transportado a un filtro rotatorio, en el que se
le remueve la mayor parte del liquido. La pasta resultante es entonces enviada a confinamiento, por
ejemplo.
El costo anual de este tratamiento puede ser relativamente alto—$ 1.00 a $2.00/mil galones
tratados o mas.[18] Los costos de disposition de residues solidos (no peligrosos), (en un relleno
sanitario, por ejemplo), agregarian tipicamente otros $20 a $30/ton confinada.[14] Esto sin embargo,
no incluiria el transports hasta el sitio de disposition. La disposition de residues peligrosos (los cuales
podrian no ser depositados en un relleno sanitario), puede ser mucho mas costosa—$200 a $300/ton
o mas. En las referencias [18] y [19] se encuentra mas information acerca de estas tecnologias y sus
costos.
2.5.5.6 Partes de Repuesto
Este costo se calcula separado de los de mantenimiento, porque es un gasto muy grande, en el
que se incurre una o mas veces durante la vida util del sistema de control. Esta categoria incluye
articulos tales como carbon (para los adsorbedores de carbon), bolsas (casas de bolsas) y catalizadores
(para los incineradores cataliticos), junto con la mano de obra para su instalacion
2-28
-------
El costo anual de los materiales de repuesto es una funcion del costo inicial de las partes, la
mano de obra para reemplazar las partes, la vida Ml de las partes y la tasa de interes, como sigue:
CRC = (cp+Cpl)cRFp (2.11)
donde
CRC = costo de recuperacion del capital de las partes de repuesto ($/ano)
C = costo inicial de las partes de repuesto, incluyendo impuestos sobre ventas y
fletes ($)
C l = costo de la mano de obra de reemplazar las partes ($)
CRF = factor de recuperacion de capital para las partes de repuesto (definido en la
Section 1.2.3).
En la metodologia del Manual, las partes de repuesto se tratan igual que cualquier otra
inversion, en que son consideradas tambien como un gasto que debe ser amortizado durante
cierto periodo de tiempo. Tambien, la vida Ml de las partes (tipicamente 2 a 5 anos) es generalmente
menor que la vida Ml del resto del sistema de control
La mano de obra para la reposition de partes variara, dependiendo de la cantidad de
material, la facilidad con que se maneje, la accesibilidad del dispositive de control y otros factores
2.5.5.7 Otros Costos
Estos costos son faciles de calcular, pero con frecuencia son dificiles de comprender.
Buena parte de la confusion que rodea a los otros costos se debe a las muchas formas diferentes
de calcularlos y a los diferentes costos que incluyen, algunos de los cuales aparentan estar por
duplicado.
Generalmente, hay dos categorias de otros costos: de planta y de nomina. Los otros
costos de nomina incluyen los gastos asociados con la mano de obra de operation, supervision y
mantenimiento, tales como: compensaciones por incapacidad, seguro social y fondo de pensiones,
vacaciones, seguros de grupo y otros incentivos. Algunos de estos son costos fijos (v.g., deben
pagarse independientemente del numero de horas que un empleado trabaja al ano). Los otros
costos de nomina se calculan tradicionalmente como un porcentaje del costo total anual (de
operation, supervision y mantenimiento).
Por el contrario, en los otros costos de planta (o de "fabrica"), se toman en cuenta los
gastos no necesariamente ligados a la operation y mantenimiento del sistema de control, incluyendo:
vigilancia, laboratorios de control, amenidades para los empleados, iluminacion de la planta,
estacionamientos y jardineria. Algunos estiman estos costos tomando un porcentaje del costo de
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-------
toda la mano de obra mas los materiales de mantenimiento [17], mientras que otros lo hacen con
factores a partir del costo total de mano de obra solamente. [7]
Para las estimaciones de estudio, es suficientemente exacto combinar los otros costos de
nomina y de planta en un solo costo indirecto. Esto es lo que se hace en este Manual. Tambien, los
otros costos se calculan por factores a partir de la suma de los costos de toda la mano de obra
(operacion, supervision y mantenimiento), mas los materiales de mantenimiento; este es el enfoque
recomendado en la referencia [16]. Los factores ahi recomendados van de 50 a 70%. [16] En este
Manual se utiliza un valor promedio de 60%.
2.5.5.8 Prediales, Segurosy Cargos de Administracion
Los factores para estos tres costos indirectos de operacion se establecen a partir de la
inversion de capital total del sistema y, tipicamente son del orden del 1,1 y 2% del mismo,
respectivamente. Los prediales y primas de seguros, se explican por si solos. Los cargos de
administracion cubren ventas, investigation y desarrollo, contabilidad y otros gastos de oficina.
(Sin embargo, no deben confundirse con los otros costos indirectos de planta). Por simplicidad,
estos tres conceptos usualmente se combinan en un solo factor del 4%. Este valor, incidentalmente,
es estandar en todos los analisis de costos de la OAQPS.
2.5.5.9 Recuperation de Capital
Tal como se discute en la Section 2.4, el metodo de anualizado utilizado en este Manual
es el metodo del costo anual uniforme equivalente. Se recuerda que el meollo de este metodo es
el factor de recuperation de capital, el cual, cuando se multiplica por la inversion total de capital,
se obtiene el costo de recuperation de capital. (Vease laEcuacion 2.11.)
Sin embargo, siempre que haya partes en el sistema de control que deban ser reemplazadas
antes del termino de su vida util, la Ecuacion 2.11 debe ser ajustada, para evitar doble cargo.
Esto es:
CRCS=CRFS[TCI-(CP+CP[)] (2.12)
donde
CRCs = costo de recuperation de capital para el sistema de control ($/ano)
TCI = inversion total de capital para todo el sistema ($)
CRFs = factor de recuperation de capital para el sistema de control.
El termino (C + C ) toma en cuenta el costo de esas partes (incluyendo impuestos sobre
ventas y fletes), que podrian reemplazarse durante la vida util del sistema de control y el costo de
la mano de obra para reemplazarlas. Claramente, CRFs y CRF no seran iguales a menos que las
vidas del sistema de control y de las partes scan iguales.
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-------
Referencias
[1] Escalation Indexes for Air Pollution Control Devices, Office of Air Quality Planning
and Standards, October 1995 (EPA 452/R-95-006).
[2] OAQPS Control Cost Manual (Fifth Edition), EPA, Office of Air Quality Planning
and Standards, Emissions Standards Division, February 1996 (EPA 453/3-96-001).
[3] DeWolf, Glenn, et al. (Radian, Inc.), The Cost Digest: Cost Summaries of Selected
Environmental Control Technologies, EPA, ORD, Office of Environmental
Engineering and Technology, October 1984 (EPA-600/884-010).
[4] Uhl, Vincent W., A Standard Procedure for Cost Analysis of Pollution Control
Operations, Volumes I and II, EPA, ORD, Industrial Environmental Research
Laboratory, June 1979 (EPA-600/8-79-018a).
[5] Handbook: Control Technologies for Hazardous Air Pollutants, EPA, Office of
Research and Development, Air and Energy Engineering Research Laboratory, June
1991 (EPA-625/6-91-014).
[6] Perry, Robert H., and Chilton, Cecil H., Perry's Chemical Engineers' Handbook
(Fifth Edition), McGraw-Hill, New York, NY 1973, pp. 25-12 to 25-16.
[7] Humphries, K. K. and Kate II, S., Basic Cost Engineering, Marcel Dekker, New York,
NY 1981, pp. 17-33.
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Engelwood Cliffs, NAJAFI: Prentice Hall, 1989.
[9] U. S.Environmental Protection Agency, Environmental Cost Accounting for Capital
Budgeting: A Benchmark Survey of Management Accounting. #EPA742-R-95-005.
Washington D.C., U.S. EPA Office of Pollution Prevention and Toxics, 1995.
[ 10] Grant, E.L., Ireson, W.G., andLeavenworth, R S., Principles of Engineer ing Economy,
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[11] Vatavuk, W.M. and Never H, R.B., "Estimating Costs of Air-Pollution Control
Systems—Parti: Parameters for Sizing Systems, " Chemical Engineering, October
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2-31
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[12] Pollution Equipment News 1996 Buyer 's Guide, Rimbach Publishing, Pittsburgh,
PA 1996.
[13] Internal Revenue Service, Form 1040, 1985.
[14] Shattuck, D.M., et al, Retrofit FGD Cost-Estimating Guidelines. Electric Power
Research Institute, Palo Alto, CA (CS-3696, Research Project 1610-1), October 1984.
[15] Kaplan, N., et al, "Retrofit Costs ofSO2 andNOx Control at 200 U.S. Coal-Fired
Power Plants, " Pittsburgh Coal Conference, 1990.
[16] Peters, M.S. and Timmerhaus, K.D., Plant Design and Economics for Chemical
Engineers (ThirdEdition), McGraw-Hill, New York, NY 1980.
[17] Vatavuk, W.M. and Neveril, R.B., "Estimating Costs of Air Pollution Control
Systems—Part II: Factors for Estimating Capital and Operating Costs, " Chemical
Engineering, November 3, 1980, pp. 157-162.
[18] Vatavuk, W.M. and Never il, R.B., "Estimating Costs of Air-Pollution Control
Systems—Part XVII: Particle Emissions Control, " Chemical Engineering, April 2,
1984, pp. 97-99.
[ 19] The RCRA Risk-Cost Analysis Model, U. S. Environmental Protection Agency, Office
of Solid Waste, January 13, 1984.
2-32
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EPA 452/B-02-002
2
y
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EPA452/B-02-002
1
y
William M. Vatavuk
Innovative Strategies and Economics Group, OAQPS
Grupo de Economia y Estrategias Innovadoras, OAQPS
U.S. Environmental Protection Agency
Agencia de Protection Ambiental de los EE.UU.
Research Triangle Park, NC
Septiembredel999
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Coeteedido
1.1 Introduction..
1.2 Description del Equipo 14
1.2.1 Campanas 14
1.2.1.1 Tipos de Campanas 14
1.2.2 Sistema de Conductos 1-7
1.2.2.1 Componentes del Sistema de Conductos 1-9
1.2.3 Chimeneas 1-13
1.3 Procedimientos de Diseno 1-14
1.3.1 Fundamentos de Diseno 1-14
1.3.1.1 La Ecuacionde Bernoulli 1-14
1.3.1.2 Presi6n:Estatica,Velocidady Total 1-19
1.3.1.3 AjustesporTemperaturayPresion 1-22
1.3.2 Procedimiento de Diseno de la Campana 1-23
1.3.2.1 Factores de Diseno de la Campana 1-23
1.3.2.2 Procedimiento de Diseno del Tamano de la Campana 1-28
1.3.3 Procedimiento de Diseno del Sistema de Conductos 1-30
1.3.3.1 Dos Enfoques de Diseno del Sistema de Conductos 1-30
1.3.3.2 Parametros de Diseno del Sistema de Conductos 1-31
1.3.3.3 Caida de Presion en el Sistema de Conductos 1-33
1.3.4 Procedimientos de Diseno de Chimeneas 1-38
1.3.4.1 Calculando el Diametro de la Chimenea 1-38
1.3.4.2 Calculando la Alturade la Chimenea 1-39
1.3.4.3 Calculando el Tiro de la Chimenea 140
1.4 Estimando la Inversion de Capital Total 142
1.4.1 Costos de Equipo 143
1.4.1.1 Costos de las Campanas 143
1.4.1.2 Costos del Sistema de Conductos 145
1.4.1.3 Costos de la Chimenea 1-50
1.4.2 Impuestos, Fletesy Costos de Instrumentation 1-53
1.4.3 Costo de Equipo Comprado 1-53
1.4.4 Costos de Instalacion 1-53
1.5 Estimando el Costo Total Anual 1-54
1.5.1 Costos Directos Anuales 1-54
1.5.2 Costos Indirectos Anuales 1-55
1.5.3 Costo Total Anual 1-56
1.6 Reconocimientos 1-56
Referencias 1-58
1-2
-------
1.1 Introduction
La mayoria de los dispositivos de control estan localizados a cierta distancia de las fuentes
de emision que ellos controlan. Esta separation puede ser necesaria por varias razones. Alii,
puede no haber suficiente espacio para instalar el dispositivo de control cerca de la fuente. O, el
dispositivo puede recolectar emisiones de varias fuentes localizadas por todas partes del
establecimiento y, por tanto, debe ser emplazado en alguna ubicacion equidistante conveniente.
O, puede ser que las conexiones a los servicios requeridas para el dispositivo de control estan
disponibles solamente en algun sitio remoto. Sin importar la razon, la corriente del gas residual
debe ser conducida desde la fuente hasta el dispositivo de control y de alii a la chimenea antes de
que pueda ser liberada a la atmosfera.
Los tipos de equipo necesarios para conducir el gas residual, son los mismos para la
mayoria de los tipos de dispositivos de control. Estos son: (1) campanas, (2) sistema de conductos,
(3) chimenea, y (4) ventiladores (Mexico: se llaman extractores, si se encuentran despues de la
fuente). Juntos, estas piezas comprenden un sistema de ventilation (Mexico: sistema de extraction).
Se utiliza una campana para capturar las emisiones en la fuente; el sistema de conductos, para
conducirlas al dispositivo de control; una chimenea, para dispersarlas despues que abandonan el
dispositivo; y un ventilador, para proporcionar la energia para moverlas a traves del sistema de
control. Esta section cubre los primeros tres tipos de equipo. Sin embargo, debido a que
constituyen un tema tan amplio y complejo, los ventiladores seran tratados en otra section de este
Manual a ser desarrollado en el future. Tambien, los tipos de chimeneas cubiertos son las chimeneas
cortas (100-120 pies de alto o menos). Tipicamente, estas estan incluidas en sistemas de control
en paquete o agregadas a ellos. Las llamadas tall stacks (chimeneas altas) utilizadas en plantas
generadoras de energia electrica u otras fuentes donde los gases de escape deben ser dispersados
sobre grandes distancias, no seran discutidas en esta section.
Esta section presenta toda la information que uno podria necesitar para desarrollar
estimaciones de costo de estudio (± 30% exactas), para campanas, sistemas de conductos y
chimeneas. En consecuencia, las siguientes secciones incluyen: (1) descripciones de los tipos de
equipo utilizados en sistemas de ventilation de control de la contamination del aire, (2)
procedimientos para disenar el tamano (diseno) de este equipo, y (3) metodologias y datos para
estimar sus costos de capital y anual. Tambien, disperses por todo el capitulo estan varias
ilustraciones (problemas de ej emplo), que muestran al lector como aplicar las varias metodologias
de diseno de tamano y estimation de costos.
1-3
-------
1.2 Description del Equipo
En esta seccion, los tipos de campanas, sistemas de conductos y chimeneas utilizadas en
sistemas de control de la contamination del aire, se describen, cadauno en una subsection separada.
Estas descripciones se han basado en information obtenida de referencias, articulos de revistas y
proveedores de equipo de ventilation estandar y de control de la contamination del aire.
1.2.1 Campaeas
De los varios componentes de un sistema de control de la contamination del aire, el
dispositivo de captura es el mas importante. Esto debe ser autoevidente, porque si las emisiones
no son capturadas eficientemente en la fuente, no pueden ser conducidas a, y removidas por un
dispositivo de control. Hay dos categorias generates de dispositivos de control: (1) direct
exhaust connections - DEC (conexiones de escape directas) y (2) campanas. Como el nombre
lo implica, una DEC es una seccion de conducto (tipicamente un codo), dentro del cual fluyen
directamente las emisiones. Estas conexiones son utilizadas con frecuencia cuando la fuente de
emision es en si misma un conducto o un desfogue, tal como un desfogue en una planta de
manufactura quimica o una refineria de petroleo (Vease la siguiente discusion "Sistema de
Conductos").
Las campanas comprenden una categoria mucho mas amplia que las DECs. Son utilizadas
para capturar parti culados (se refiere a particulas diminutas separadas), gases y/o rocios emitidos
desde una variedad de fuentes, tales como los hornos basicos de oxigeno para fabrication de
acero, operaciones de soldadura y tanques de electrodeposicion. Los procesos encampanados
son generalmente categorizados ya sea como "calientes" o "fiios", una delineation que, a su vez,
influye la selection, colocacion y diseno de la campana.
Las condiciones de la fuente tambien influyen los materiales con que se fabrica la campana.
El material de election para estas aplicaciones es el acero templado (al carbon), donde la corriente
de emision es no corrosiva y de temperatura moderada. Sin embargo, donde estan presentes
sustancias corrosivas (v.g., gases acidos), en altas concentraciones, se necesita acero inoxidable o
plasticos (v.g., plastico reforzado con fibra de vidrio o FRP). A medida que la mayoria de las
campanas se disenan y construyen a pedido del cliente, el proveedor involucrado determinaria
que material seria optimo para una aplicacion dada.
1.2.1.1 Tipos de Campanas
Aunque los nombres de ciertas campanas varian, dependiendo de cual fuente se consulte,
hay acuerdo general en como se clasifican. Hay cuatro tipos de campanas: (1) envoltura, (2)
cabinas, (3) campanas de captura, y (4) campanas receptoras.[l,2]
1-4
-------
Las envolturas son de dos tipos: (1) aquellas que estan completamente cerradas al ambiente
exterior y (2) aquellas que tienen aberturas para la entrada/salida de material. El primer tipo es
utilizado solamente cuando se maneja material radioactivo, el cual debe manejarse con
manipuladores remotos. Tambien son hermeticas al polvo y gas. Estos tipos de envolturas raramente
son utilizadas en control de la contamination del aire.
El segundo tipo, de envoltura total, tienen aplicaciones en varias areas, tales como en el
control de emisiones de homos de arco electrico y de operaciones de estampado y de llenado de
recipientes de carga. Estan equipadas con pequenas aberturas en la pared que se llaman natural
draft openings - NDO (aberturas de tiro natural), que permiten que el material sea movido hacia
adentro o afuera y para ventilation. Sin embargo, el area para estas aberturas debe ser pequena
comparada con el area total de las paredes de la envoltura (tipicamente 5% o menos).
Otra aplicacion de las envolturas totales es en la medicion de la eficiencia de captura de
dispositivos de captura de compuestos organicos volatiles (COV). La eficiencia de captura es la
fraction de todos los COVs generados en, y liberados por, un establecimiento afectado, que son
dirigidos al dispositivo de control. En esta aplicacion, una envoltura total es una estructura
temporal que rodea completamente un proceso emisor, de modo que todas las emisiones de
COV son capturadas para descargarse a traves de conductos o chimeneas. El flujo de aire a
traves de la envoltura total debe ser suficientemente alto para mantener la concentration de la
mezcla de COV en la envoltura, tanto dentro de los limites de salud requeridos por la Occupational
Safety and Health Administration - OSHA (Administration de Seguridad y Salud Ocupacionales)
y como de los limites de explosividad del vapor. (Estos ultimos son fijados tipicamente a 25% del
lower explosive limit - LEL (limite inferior de explosividad) para la mezcla de COV en cuestion.)
Ademas, la velocidad superficial total del aire fluyendo a traves de la envoltura debe ser al menos
de200/r/min.[3]
Las superficies de las envolturas totales temporales son construidas usualmente ya sea de
pelicula de plastico o de materiales rigidos tales como las hojas de aislante o de/?/>woo£/(madera
en hoj as prensadas). La pelicula de plastico ofrece las ventaj as de que es ligera, transparente,
barata y facil de trabaj ar con ella. Sin embargo, es endeble, inflamable y tiene un punto de fusion
relativamente bajo. Ademas, el plastico debe colgarse en un marco de madera, de tubos de
plastico o de un andamio.
Aunque los materiales rigidos son mas caros y menos trabaj ables que el plastico, son mas
durables y pueden soportar diferenciales de presion may ores entre el interior y el exterior de la
envoltura. Las especificaciones de diseno de la envoltura total (las cuales han si do incorporadas
en varias normas de emision deEPA), estan contenidas en el informe deEPA, The Measurement
Solution: Using a Temporary Total Enclosure for Capture Testing (La Solution a las
Mediciones: Utilizando una Envoltura Total Temporal para Pruebas de Captura). [4]
1-5
-------
Las cabinas son como las envolturas, que rodean a la fuente de emision, excepto una
pared (o portion de esta), que se omite para permitir el acceso a operadores y a equipo. Como
las envolturas, las cabinas deben ser lo suficientemente grande para prevenir que los particulados
incidan sobre las paredes interiores. Sonutilizadas con operaciones (y fuentes de emision), tales
como rociado de pintura y esmerilado portatil, pulido y operaciones de abrillantado.
Contrario a las envolturas y cabinas, las campanas de captura (tambien llamadas campanas
activas o externas), no encierran a la fuente del todo. Consistentes de uno a tres lados, se
localizan a una distancia de la fuente y succionan a las emisiones hacia ellas via ventiladores. Las
campanas de captura se clasifican tambien como side-drafi/backdraft (de tiro lateral/tiro posterior),
slot (de ranura), downdraft (de tiro hacia abajo) y high-velocity, low-volume (HVLV) hoods
(campanas de alta velocidad, bajo volumen). Una campana de tiro lateral/tiro posterior se localiza
tipicamente a un lado/detras de la fuente de emision, pero tan cerca a ella como sea posible, ya
que las velocidades del aire disminuyen inversamente (y abruptamente) con la distancia. Ej emplos
de estas incluyen las snorkel-type welding hoods (campanas para soldadura tipo tubo de
respiration) y las side shake-out hoods (campanas de lado sacudido).
Una campana de ranura opera en una manera similar a las de tiro lateral/tiro posterior. Sin
embargo, la abertura de entrada (cara) es mucho mas pequena, siendo larga y angosta. Mas aun,
una campana de ranura se situa en la periferia de una fuente de emision, tal como un tanque
abierto, angosto. Este tipo de campanas se emplean tambien con operaciones de soldadura de
banco.
Mientras que las campanas de ranura y de tiro lateral/tiro posterior se localizan al lado/
detras de una fuente, las campanas de tiro hacia abajo se situan en seguida por debajo de ella.
Succiona al aire cargado de contaminantes hacia abaj o a traves de la fuente y, por lo tanto, hacia
el dispositivo de control. Las aplicaciones de campanas de tiro hacia abaj o incluyen operaciones
de foundry shake-out (fundicion con sacudida) y soldadura de banco y corte con soplete.
Las campanas HVLVse caracterizan por el uso de velocidades extremadamente altas
(velocidades de captura), para recolectar los contaminantes en la fuente y por la distribution
optima de esas velocidades a traves de la cara de la campana. Para mantener una razon de fluj o
volumetrico baja, estas campanas se localizan tan cerca de la fuente como sea posible, para
minimizar el arrastre de aire.
La ultima categoria son las campanas receptoras (tambien llamadas campanas pasivas o
de toldo). Una campana receptora se localiza tipicamente arriba o al lado de una fuente, para
recolectar las emisiones, a las cuales se les da impulso por la fuente. Por ej emplo, una campana
de toldo podria situarse directamente arriba de un tanque abierto conteniendo un liquido caliente
(una fuente boyante). Con el aire arrastrado, los vapores emitidos desde el liquido se elevarian
hacia la campana. Aqui, la campana de toldo funciona como un colector pasivo, ya que los gases
que se elevan serian succionados hacia la campana via tiro natural. (Vease la Figura 1.1.)
1-6
-------
Fuente:Tanque o Proceso
Figtira 1.1: Instalacion Tipica de Campana de Toldo
Las campanas receptoras son utilizadas tambien con fUentes no boyantes, fuentes desde
las cuales las emisiones no se elevan. Sin embargo, las emisiones pueden ser "lanzadas" desde un
proceso, tal como un esmeril giratorio. La velocidad inicial de las emisiones tipicamente es
suficientemente alta para conducirlas hacia la campana receptora. [5]
1.2.2
Sistema de Coedtictos
Una vez que la emision es capturada ya sea por la campana o por una conexion de escape
directa, es conducida al dispositivo de control viaun sistema de conductos. Los terminos "sistema
de conductos" denotan todo el equipo entre el dispositivo de captura y el dispositivo de control.
Estoincluye: (1) conductos rectos; (2) accesorios, tales como codosy«Tes»; (3) dispositivos
de control de flujo (v.g., compuertas); y (4) soportes de los conductos. Estos componentes se
describen en la Section 1.2.2.1.
En sistemas de control de la contamination del aire, el ventilador usualmente se localiza
inmediatamente antes o despues del dispositivo de control. Consecuentemente, la mayor parte
1-7
-------
del sistema de conductos esta bajo presion estatica negativa, variando desde unas pocas de
pulgadas hasta aproximadamente 20 pulgadas de columna de agua. Estas condiclones de presion
dictan el tipo de conducto utilizado, asi como parametros de diseno tales como el espesor de
pared (calibre). For ejemplo, en aplicaciones a vacio se prefiere conducto soldado a spiral-
wound duct (conducto ensamblado en espiral). [6]
El sistema de conductos se fabrica ya sea de metal o de plastico, siendo dictada la selection
del material por las caracteristicas de la corriente de gas residual, consideraciones estructurales,
costos de compra e instalacion, estetica y otros factores. Los metales utilizados incluyen al acero
al carbon (sin protection o galvanizado), acero inoxidable y aluminio. Los plasticos mas
comunmente utilizados sonpolyvinyl chloride - PVC (cloruro de polivinilo) y fiberglass-reinforced
plastic-FRP (plastico reforzado con fibra de vidrio), aunque el polipropileno (PP) y el linear
polyethylene -LPE (polietileno lineal), tambien se han aplicado. Sin embargo, un inconveniente
serio del PP y del LPE, es que ambos son combustibles. [7]
Los sistemas de conductos A&PVCy de otros plasticos, son resistentes a una variedad de
sustancias corrosivas, desde agua regia hasta acido sulfurico al 95%. Pero los sistemas de conductos
de plastico no pueden tolerar temperaturas ambientales arribade 150°F.[8] Los sistemas de
conductos de metal pueden manejar temperaturas hasta de aproximadamente 1000°F, pero
solamente ciertas aleaciones pueden tolerar corrientes corrosivas.
En terminos de construction, los sistemas de conductos pueden ser ya sea rigidos o
flexibles. Como el nombre lo implica, 10s sistemas de conductos rigidos, scan de metal o de
plastico, tiene una forma fij a. Contrariamente, los sistemas de conductos flexibles pueden doblarse
para tomar en cuenta situaciones donde el espacio es limitado o donde su disposition es tan
intrincada que los accesorios rigidos no pueden cumplir con los requerimientos de construction.
Usualmente, de section transversal de forma circular, los conductos flexibles pueden ser fabricados
de metales o de plasticos y pueden ser aislados o no aislados.
El sistema de conductos rigido se fabrica de section transversal de formas circular, ovalada
o cuadrada/rectangular. De estas, los conductos circulares son los mas comunmente utilizados en
sistemas de control de la contamination del aire. Aunque el conducto cuadrado/rectangular es
ventajoso de usar cuando el espacio es limitado, el conducto redondo ofrece varias ventajas.
Resiste el colapso, proporciona mejores condiciones de transports y utiliza menos metal que las
formas cuadradas/rectangulares u ovaladas planas de area de section transversal equivalentes.
[9] A menos que se indique de otro modo, la siguiente discusion estara relacionada a conductos
rigidos, circulares, puesto que este es el tipo mas comunmente utilizado en el control de la
contamination del aire.
El conducto circular rigido de metal se clasifica aun mas de acuerdo a su metodo de
fabrication. El conducto de costura longitudinal se hace doblando una hoja de metal en forma
circular sobre un mandrel (ej e), y soldando juntos los dos extremos. El conducto de costura en
1-8
-------
espiral se construye de una tira larga de hoja de metal, cuyos hordes son unidos por un cordon
helicoidal intertrabable que corre a lo largo del conducto. Este cordon esta ya sea levantado o a
ras de la superficie de la pared del conducto.
El metodo de fabrication y la forma de la section transversal no son las unicas
consideraciones al disenar el sistema de conductos, sin embargo. Uno debe tambien especificar el
diametro, el espesor de pared, tipo, numero y localization de los accesorios, controles y soportes,
y otros parametros. Consecuentemente, la mayoria de los componentes del sistema de conductos
se disenan y fabrican sobre pedido, de modo que abastezca optimamente al dispositivo de control.
Algunos proveedores ofrecen componentes prefabricados, pero estos son usualmente accesorios
comunes (v.g., codos de 90°), que estan disponibles solamente en tamanos nominales (v.g., 3 a 12
pulgadas de diametro). [ 10,11 ]
Si cualquiera, la temperatura o el contend do de humedad de la corriente de gas, es excesiva,
el sistema de conductos necesita estar aislado. El aislante inhibe la perdida/ganancia de calor,
ahorrando energia (y dinero), por un lado, y previene condensation, por el otro. El aislante
protege tambien al personal que pudiera tocar el sistema de los conductos, de sufrir quemaduras.
Hay dos formas de aislar un conducto. La primera es instalar el aislante sobre la superficie
exterior del sistema de conductos y cubrirla con una barrera de vapor de pelicula de plastico o de
metal. El tipo y espesor del aislante utilizado dependera de varios parametros relacionados con la
transferencia de calor. Por ejemplo, un proveedor afirma que 4 pulgadas de aislante de lana
mineral son adecuadas para mantener una temperatura en la superficie ("piel") de 140°F (el limite
de OSHA en el centro de trabajo), o menor, siempre que la temperatura del gas de escape no
exceda de 600°F. [12]
La segunda forma de aislar un sistema de conductos es usando un conducto y accesorios
aislados, de pared doble. El sistema de conductos de pared doble sirve para reducir ambos, el
calor y el ruido. Un proveedor lo construye de una coraza de presion exterior de hoj a de metal
soli da y un recubrimiento interior de hoj a de metal, con aislante de fibra de vidrio como emparedado
en medio de ellas. La capa de aislante es tipicamente de 1 pulgada, aunque estan disponibles
espesores de 2 y 3 pulgadas para aplicaciones mas extremas. Las conductividades termicas de
estos espesores son 0.27, 0.13, y Q.09Btu/hr-ff2-°F, respectivamente. [13]
1.2.2.1 Componentes del Sistema de Conductos
Tal como se discutio anteriormente, un sistema de conductos consiste de conductos rectos,
accesorios, dispositivos de control de fluj o y soportes. El conducto recto se explica por si mismo
y es facil de visualizar. La categoria "accesorios", sin embargo, abarca un rango de componentes
que realizan una o mas de las siguientes funciones: cambia la direction de la corriente de gas
conducida, modifica la velocidad de la corriente, empata a otro(s) conducto(s), facilita la conexion
de dos o mas componentes o permite la expansion/contraction cuando surgen los esfuerzos
termicos.
1-9
-------
Los accesorios mas comunmente utilizadas son los codos ("eles"). Estos sirven para
cambiar la direccion de la corriente de gas, tipicamente en 30°, 45°, 60°, o 90°, aunque igual
pueden disenarse para otros angulos. El radio a la linea central del codo determina la razon a la
que ocurre este cambio direccional (Vease la Figura 2.2). El standardcenterline radius, Rd,
(radio a la linea central estandar) es 1.5 x el diametro de la section transversal del codo (Dc). Sin
embargo, en codos de "radios largos", en los cuales el cambio direccional es mas gradual que en
los codos estandares, Rcl = >2Dc. [14]
Las Tes son utilizadas cuando dos o mas corrientes de gas deben conectarse. En las Tes
rectas, las corrientes convergen con un angulo de 90°, mientras que en las tes angulares ("laterales",
"yes"), la conexion es hecha a 30°, 45°, 60°, o a algun otro angulo. (Vease la Figura 1.2.). Las tes
pueden tener una "tapa" (conexion) o dos, y puede tener ya sea una section transversal recta o
"conica" ya sea en uno o los dos extremos. Las cruces tambien son utilizadas para conectar
ramales de conductos. Aqui, dos ramales se intersectan uno con otro en angulo recto.
Los reductores (comunmente llamados "expansiones" o "contracciones"), se requieren
siempre que deban unirse conductos de diferentes diametros. Los reductores son de diseno ya
sea concentricos o excentricos. En los reductores concentricos, el diametro se estrecha
gradualmente desde la section transversal mayor a la mas pequena. Sin embargo, en los reductores
excentricos, el diametro disminuye completamente en un lado de la conexion.
Para controlar la razon de fluj o volumetrico a traves de sistemas de ventilation, se utilizan
compuertas . Las compuertas son usualmente delineadas de acuerdo al mecanismo de control del
flujo (de una sola cuchilla o de multiples cuchillas), clasificacion de presion (baja/ligera o alto/
pesada), y medios de control (manual o automatico). En las compuertas de una sola cuchilla, un
plato circular es suj etado a una varilla, uno de cuyos extremos sobresale hacia afuera del conducto.
En los tipos mas comunmente utilizados de compuertas de una sola cuchilla, (tipo mariposa), esta
varilla es utilizada para controla el fluj o de gas, rotando el plato en la compuerta. Totalmente
cerrada, la cara de la compuerta se asienta perpendicular a la direccion del fluj o de gas; totalmente
abierta, la cara es paralela a las lineas de fluj o de gas. Varias compuertas de "control" de una sola
cuchilla se representan en la Figura 1.2.
Con las compuertas de guillotina, un segundo tipo, el fluj o es controlado deslizando la
cuchilla de la compuerta hacia adentro o hacia afuera del conducto. Las guillotinas son a veces
utilizadas para controlar el fluj o de corrientes de aire conteniendo solidos suspendidos, tal como
en los transportadores neumaticos. A este respecto, las compuertas de mariposa y las de guillotina
son analogas, respectivamente, a las valvulas de globo y de compuerta de abertura rapida, que
son utilizadas para regular el fluj o de liquidos en tuberias.
Las compuertas de multiples cuchillas (de persiana), operan por medio del mismo principio.
Sin embargo, en lugar de utilizar una sola cuchilla o plato para controlar el fluj o de gas, las compuertas
de multiples cuchillas emplean tablillas que abren y cierran como persianas venecianas. [15] Las
1-10
-------
CONDUCTO DE
COSTURA LONGITUDINAL
(costura longitudinal totalmente soldada)
DIMENSIONES:
8-plagado minimo
90-plagado maximo
CODO ARMADO
DIMENSIONES:
R = 1.5A
0-35
36-71
72-90
Numero de secciones
2
3
5
TE RECTA
CRUZ RECTA DE 90°
DIMENSIONES:
V = C + 2
maximo C = A
DIMENSIONES:
V = C + 2
maximo C o D = A
Compuertas
Vista Fronta
REDUCTOR CONCENTRICO
(1-plagado m'nimoo
12-plagado maximo)
Vista Lateral
REDUCTOR EXCENTRICO
A - B (4-plagado m'nimo o
». 12-Plagado maximo)
1-11
-------
compuertas de persiana son tipicamente utilizadas en conductos muy grandes donde un compuerta
de cuchilla de una sola pieza seria muy dificil de mover.
Las compuertas controladas manualmente simplemente tienen una manivela unida a la
varilla de control, la cual es utilizada para ajustar el fluj o de gas a mano. Si se necesita control
automatico, se utiliza un actuador neumatico o electronico. El actuador recibe una senal neumatica
(aire presurizado) o electrica desde un regulador y la convierte a energia mecanica, la cual es
utilizada a la vez, para abrir/cerrar la compuerta via la varilla de la compuerta. A este respecto,
una compuerta actuada es analoga a una valvula de control automatica. [ 16] For ej emplo, una
compuerta automatica puede utilizarse para controlar la razon de fluj o de aire de dilucion a la
camara de combustion de un incinerador. Esta razon de flujo, a la vez, dependeria de la
concentration de combustibles (v.g., porcentaje del limite inferior de explosividad - %LEL), en la
corriente de gas residual de entrada. Si esta concentration se desvia de una cantidad predeterminada
("set-pomf;"punto fijo"), se envia una senal desde el dispositivo de m edition via el regulador,
hasta la compuerta automatica, para aumentar/disminuir la razon de flujo de aire de dilucion a
modo de mantener el %LEL deseado.
Se instalan juntas de expansion, especialmente en tramos largos de conductos metalicos
para permitir al sistema de conductos expandirse o contraerse en respuesta a esfuerzos termicos.
Estas conexiones son de varios disenos. Un tipo, la junta de expansion de fuelles, consiste de una
pieza de metal flexible (v.g., acero inoxidable 304), que se sol da a cadauno de los extremos de
dos conductos, conectandolos. A medida que la temperatura del conducto aumenta, los fuelles se
comprimen; a medida que la temperatura disminuye, los fuelles se expanden.
Otra junta de expansion comunmente utilizada consiste de dos bridas entre las cuales se
instala una section de tela. Como la junta de expansion de fuelles, se comprime a medida que la
temperatura del conducto aumenta, y viceversa. La temperatura dicta el tipo de tela utilizada. For
ej emplo, se puede utilizar tela de fibra aramid y de fibra de vidrio con silicon para temperaturas de
conducto hasta de 500°E, mientras que se necesita tela recubierta con fibra de vidrio para tener
en cuenta temperaturas de 1000°F.[17]
El ultimo componente considerado es el sistema de soporte del sistema de conductos. Sin
embargo, esta lejos de ser el menos importante. Como establece el manual HVAC Duct
Construction Standards (Normas de Construction de Conductos de Aire Acondicionado para
Calefaccion y Ventilation) de la Sheet Metal and Air Conditioning Contractors' National
Association - SMACNA (Asociacion Nacional de Contratistas de Hojas de Metal y Aire
Acondicionado), "La selection de un sistema de soporte no debe tomarse a la ligera, puesto que
implica no solo una portion importante del trabajo de construction, pero tambien porque (la
construction de) un sistema inadecuado de soporte puede ser desastroso". Como regla, debe
proporcionarse un soporte por cada 8 a 10 pies de tramo de conducto. [18] El sistema de
conductos puede suspenderse del cielo o de otras estructuras elevadas por medio de perchas o
soportadas desde abajo por vigas, pilares u otros soportes.
1-12
-------
Un arreglo de suspension consiste tipicamente de un accesorio superior, un colgante y un
accesorio inferior. El accesorio superior une el colgante al cielo, etc. Este puede ser un inserto de
concreto, un pemo o un sujetador tal como un remache o un clavo. El colgante es generalmente
un tirante de acero galvanizado, una varilla redonda de acero o un alambre que es anclado al cielo
por el accesorio superior. El tipo de colgante utilizado sera dictado por el diametro del conducto,
el cual es proporcional a su peso por pie lineal. Por ejemplo, los colgantes de alambre son
recomendadas solamente para conductos de diametro hasta de 10 pulgadas. Para diametros
may ores (hasta de 36 pulgadas), deben utilizarse tirantes o varillas. Tipicamente, se tira un colgante
de tirante desde el accesorio superior, se cine alrededor del conducto y se asegura por un suj etador
(el accesorio inferior). Un colgante de varilla tambien se extiende hacia abaj o desde el cielo. A
diferencia de los tirantes, se suj etan al conducto via una banda o bandas que se cinen alrededor
de la circunferencia. Los conductos de diametro mayores a 3 pies, deben soportarse con dos
colgantes, uno a cada lado del conducto, y asegurarse a dos bandas circundantes, una en la parte
de arriba y otra en la de abaj o del conducto. [ 19] Aun mas, los soportes para sistemas grandes
de conductos, deben permitir ambas, la expansion axial y longitudinal y la contraction, paratomar
en cuenta los esfuerzos termicos. [20]
1.2.3 Chimeeeas
Las chimeneas cortas se instalan despues de los dispositivos de control para dispersar los
gases de escape por arriba del nivel del suelo y de los edificios circundantes. Al contrario de las
chimeneas "alias", las cuales pueden ser hasta de 1,000 pies de alto, las chimeneas cortas tipicamente
no son mayores a 120 pies.
Ciertos dispositivos de control en paquete vienen equipados con chimeneas cortas
("sft/£";"colilla"), con alturas que van desde 30 hasta 50 pies. Pero si tal chimenea no es
proporcionada ni adecuada, el establecimiento debe construir una chimenea separada para servir
a dos o mas dispositivos. Esencialmente, esta chimenea es un conducto vertical construido sobre
un cimiento y soportado de alguna manera. Para estabilidad estructural, el diametro del fondo de
la chimenea es ligeramente mas grande que el diametro de la parte superior, el cual tipicamente
variade 1 a 7 pies. [21]
Una chimenea corta puede ser fabricada de acero, ladrillo o plastico (v.g., plastico reforzado
con fibra de vidrio oFRP). Un chimenea puede estar forrada o no forrada. La selection del
material depende de las propiedades fisicas y quimicas de la corriente de gas, tales como
corrosividad y acides, asi como la diferencial de temperatura entre la corriente de gas y el aire
ambiente. Forros de acero inoxidable, ladrillo oFRP, son por lo general utilizados para proteger
la chimenea contra dafios por la corriente de gas. Son mas faciles y mas baratos de reponer que
la chimenea entera. Altemativamente, el interior de una chimenea no forrada, puede ser cubierta
con zinc (galvanizado), aluminio u otro material resistente a la corrosion, pero una capa protectora
no proporciona la misma protection que un forro y no dura tanto tiempo.
1-13
-------
Las chimeneas cortas son ya sea autoestables (que se sostienen por si mismas), soportadas
por cables o sujetas a estructuras adyacentes. El tipo de soporte utilizado depende del diametro
de la chimenea, altura y peso, la carga del viento, las caracteristicas sismicas de la zona y otros
factores.
El equipo auxiliar para una chimenea tipica incluye una puerta de acceso, una plataforma
de muestreo, escaleras, sistema pararrayos y luces de advertencia para las aeronaves. La puerta
de acceso permite remocion de cualquier materiales acumulados en el fondo de la chimenea y
permite acceso al forro para reparation o reposition. Las regulaciones locales y estatales de
control de la contamination del aire pueden tambien requerir el sistema permanente de plataformas
de muestreo para utilizarse durante las pruebas periodicas de cumplimiento; mientras que las
escaleras son utilizadas durante ambos, el muestreo de la chimenea y los procedimientos de
mantenimiento. El sistema pararrayos se necesita para prevenir dano a la chimenea y a sus
alrededores inmediato durante tormentas electricas. Por ultimo, las luces de advertencia para las
aeronaves son requeridas por las autoridades de aviation locales. [23] Todos juntos, estos auxiliares
pueden anadir una gran cantidad al costo base de la chimenea.
1.3 Procedimientos de Diseflo
Tal como se indico anteriormente, una campana, el sistema de conductos y una chimenea
son los elementos clave en cualquier sistema de control de la contamination del aire. Debido a
que cadauno de estos elementos es diferente, tanto en apariencia como en funcion, cadauno
debe ser disenado separadamente. Pero al mismo tiempo, estos elementos comprenden un
sistema, el cual esta gobemado por ciertas leyes fisicas que sirven para unir estos elementos en
una "causa comun". Asi, antes de los procedimientos individuates de diseno para campanas,
sistemas de conductos y chimeneas scan descritos, se presentaran los fundamentos de ventilation.
Estos fundamentos cubriran conceptos basicos de flujo de fluidos y como pueden ser aplicados a
sistemas de ventilation de control de la contamination del aire. No obstante, estos conceptos
seran presentados tan claramente como sea posible, con el objetivo de hacer a los parametros de
diseno faciles de entender y computar.
1.3.1 Fundamentos de Disefio
1.3.1.1 La Ecuaci on de Bernoulli
El flujo de fluidos en cualquier campana, conducto, tubo, chimeneau otra envolvente esta
gobemada por una relation simple, la familiar ecuacion de Bernoulli. Puesto simple e idealmente,
la ecuacion de Bernoulli establece que la energia mecanica total de un elemento de un fluido
fluyendo es constante a traves del sistema. Esto incluye a su energia potencial, energia cinetica y
energia de presion. Sin embrago, como ningun sistema es ideal, la ecuacion de Bernoulli debe ser
ajustada para tomar en cuenta las perdidas a los alrededores debido a la friction. Las ganancias
1-14
-------
debidas a la energia agregada por ventiladores, bombas, etc., tambien debe tomarse en cuenta.
Para una libra masa (7#m) de fluido fluyendo en un sistema en estado estable, la ecuacion de
Bernoulli ajustada es: [24]
(g} A(«2)
AzMM + --L=W-F (1.1)
donde
v = volumen especifico de fluido (ft3/lbni)
p = presion estatica — manometrica (lb/ft2)
z = altura del fluido por encima de algun punto de referenda (ft)
u = velocidad del fluido a traves del conducto, campana, etc. (ft/sec)
g = aceleracion gravitacional (ft/sec2)
gc = constante gravitacional (32. 174 (\lbm-ft/sec2]/lb^
W = trabaj o agregado por ventilador, etc. (ft-lb/lb^
F = energia perdidadebido a
Cada uno de los teiminos en el lado izquierdo de la Ecuacion 1 . 1 representa un cambio
de energia en una libra masa de fluido entre dos posiciones en el sistema — puntos " 1" y "2". Los
terminos de trabaj o(W)y\a friction (F) denotan las cantidades de energia anadida/perdida entre
los puntos Iy2.
Note que las unidades de cada termino en la Ecuacion 1 . 1 son "ft-lb/lbm" energia por
unidad de masa. En el sistema de unidades Inglesas, "lb" y "/#m" son, para todo proposito,
numericamente equivalentes, puesto que la relation del termino de la aceleracion gravitacional (g)
a la constante gravitacional (gc) es muy cercana a 1 . En efecto, por lo tanto, la unidad de la
ecuacion es "pie de fluido" o "cabezal del fluido en pies". En situaciones de control de la
contamination del aire, el fluido tiene con frecuencia las propiedades del aire. Esto es porque los
contaminantes en la corriente de gas residual estan presentes en cantidades tan pequenas que las
propiedades fisicas de la corriente se aproximan a las del aire puro.
Debido a que el aire es un fluido "comprimible", su volumen especifico es mucho mas
sensible a cambios en presion y temperatura que el volumen especifico de tales fluidos
"incomprimibles" como el agua. Por esto, el termino "vdp" en la ecuacion tenga que ser integrado
entre los puntos 1 y 2. Sin embargo, en la mayoria de los sistemas de ventilation de control de la
contamination del aire ni la presion ni la temperatura cambian apreciablemente desde el punto
donde las emisiones son capturadas hasta la entrada del dispositive de control. Consecuentemente,
el volumen especifico es, para todo proposito practice, constante a traves del sistema de ventilation,
y uno no tiene que integrar el termino vdp. Con esta suposicion, el primer termino en la Ecuacion
1.1 sevuelvesimplemente:
1-15
-------
(•2 (-2
I vdp = v\ dp = vA;?
(1.2)
Ej emplo: COV emitido por un tanque abierto, es capturado por una campana y conducido via un
soplador, a traves de 150 pies de un sistema de conductos de 12 pulgadas de diametro hasta un
condensador refrigerado, al aire libre. El soplador, el cual mueve al gas a traves de la campana, el
sistema de conductos y el condensador, esta localizado inmediatamente antes de la entrada al
condensador. Asi, el sistema de ventilacion entero esta a vacio. La temperatura y presion
absoluta de la corriente son 100°F y aproximadamente 1 atmosfera (14.696 Ibfin2\
respectivamente. La elevacion de la entrada al condensador refrigerado esta 30 pies por debajo
de la del tanque. La velocidad del aire en la fuente es esencialmente cero, mientras que la
velocidad de transports en el conducto es 2,000^/min. La presion estatica manometrica aumenta
desde -0.50 in. w.c. (columna de agua) en la fuente, hasta 4.5 in. w.c. a la salida del soplador.
Finalmente, la perdida de fried on calculada a traves del sistema de conductos y de la campana
totaliza 1.25 in. w.c. Calcular la cantidad de energia mecanica que el soplador afiade a la corriente
de gas. Suponga que la temperatura del gas permanece constante de principio a fin.
Solution:
Primero, desarrolle un factor para convertir "pulgadas de agua" a "pies de aire":
donde
alOO
Pies de aire = (pulgadas de agua)
volumen especifico del agua @ 100°F = 0.01613 ft3/lbn
volumen especifico del aire @ 100°F, 1 atmosfera
(1.3)
debido a que la presion absoluta del sistema esta cercana a la atmosferica, el gas
residual se comporta como un gas ideal. Asi, el volumen especifico puede calcularse de la ley
del gas ideal:
donde
R
T
M
P
Va =
RT
pM
(1.4)
constante del gas ideal = l,545ft-lb/(lbm-mole)(ER)
temperatura absoluta del gas = 100 + 460 = 560ER
peso molecular del gas (aire) = 28.85 Ib /Ib -mole
* O V / mm
presion absoluta = 2,116 lb/ft2
1-16
-------
Substituyendo, obtenemos:
= 14.17
lb.
Finalmente, la sustitucion de estos valores para vay vw en la ecuacion 1.3 produce:
Pies de aire (@ 100 °F, 1 atm) = 73.207 x pulgadas de agua
Compute los cambios en los terminos de la energia mecanica y las perdidas por friction
entre la entrada a la campana (punto 1) y la salida del soplador/entrada al condensador (punto 2):
Presiondeaire:
t r , , f73.207//deaire"|
v^p = (4.5 - [-0.50]/«. w.c.) = 336.0//de aire
V in. w.c. )
Potential:
Cinetica:
Az = - 30 // de aire (punto 2 esta por debajo del punto l)
Aw2
2#c
[2
I2
V
A A A J
,000
mi
' f.r\ ft ~
60 —
mm
1 /'
. l ^ .
1
n\
/
••(l]
AUJ
f-r4P*-'/lfll
JZ.l /4 2
L ^ec J
/A,
V /
= 17.3/jf de aire
Perdidas por friccion: F = \.25in.w.c x 73.207 = 91.5 //de aire
Substituyendo los resultados anted ores en la Ecuacion 1.1 y resolviendo para W, la energia
del ventilador anadida:
366.0 + (-30) +17.1 = W- 91.5, o
W = 444.6
= 6.07 in. w.c.
aire
1-17
-------
Para convertir el suministro de energia del ventilador, W, a caballos potencia (hpf),
tendriamos que multiplicarlo por la razon de flujo masa del aire (Ib /sec) y dividir el resultado
entre el factor de conversion a caballos potencia, 550fi-Ib/sec-hp. Sin embargo, la razon de
fluj o masa es justo la razon de fluj o volumetrico (Q, ft3/sec) dividida por el volumen especifico:
Q
= 0.001818
v.Asso,/ va
A su vez, Q es una fund on de la velocidad en el conducto (uf ft/sec) y del diametro del conducto
(1.6)
LaEcuacion 1.6 se aplica, por supuesto, solamente a conductos circulares.
Si combinamos las Ecuaciones 1.5 y 1.6 y sustituimos los datos para este ejemplo,
obtenemos:
(2,000^ (n\ , .2 ( 1 }( 1 }
"Pf - «4.6 (—) (-) (0= (—J (—J = 149 »,
Algunas observaciones acerca de este ejemplo:
Recuerdese que las unidades precisas para Wy de otros terminos en la Ecuacion 1.1 son
"ft-lb/lbm aire," las cuales, por conveniencia, han si do abreviadas como "ft aire". Entonces, ellos
mi den energia, no longitud.
Comparados con los terminos de energia de presion y de friction, los terminos de energia
potencial y cinetica son pequenos. Si hubieran sido ignorados, los resultados no habrian cambiado
apreciablemente.
La gran magnitud de los terminos de presion y de friction claramente ilustra la importancia
de mantener las unidades ordenadas. Como se muestra en el paso (1), una pulgada de agua es
equivalente a mas de 73 pies de aire. Sin embargo, como indica la Ecuacion 1.3, la presion
correspondiente a alturas equivalentes de columnas de aire y de agua seria la misma.
1-18
-------
El suministro de potencia del ventilador depende no solo del "cabezal" total (ft aire)
requerido, pero tambien de la razon de flujo de gas. Tambien, notese que los caballos potencia
calculados via la Ecuacion 1.5 esunvalorteorico. Tendria que ajustarse para considerar las
eficiencias del ventilador y del motor del ventilador. La eficiencia del ventilador varia desde 40
hasta 70 por ciento, mientras que la eficiencia del motor es tipicamente de 90 por ciento. Estas
eficiencias son usualmente combinadas en un sola eficiencia (fraction), por la que se dividen los
caballos potencia teoricos para obtener los requerimientos actuates de caballos potencia.
1.3.1.2 Presion: Estatica, Velocidad y Total
Aun cuando es mas riguroso y consistente expresar los terminos de la ecuacion de Bernoulli
en terminos de pies de aire (o, precisamente J?-/Zy®m de aire), los ingenieros en ventilation industrial
prefierenutilizarlas unidades "pulgadas de columna de agua (in. w.c.J\ Se escogieron estas
unidades porque, como muestra el ejemplo anterior, los resultados expresados en "pies de aire"
son con frecuencia numeros grandes que son incomodos de utilizar. Ademas, los cambios en la
presion total en los sistemas de ventilation son relativamente pequenos, comparados con aquellos
en los sistemas de fluj o liquido. Los cambios de presion total expresados en pulgadas de mercuric
serian numeros pequenos, los cuales son igual de incomodos de manej ar como los numeros grandes.
Por lo tanto, "pulgadas de agua" es aceptable, ya que los valores expresados en estas unidades de
medida tipicamente varian de solamente 1 a 10. Ademas, las mediciones practicas de cambios de
presion se hacen con manometros llenos de agua.
En el parrafo previo se menciono una unidad nueva, presion total (TP). Tambien conocida
como la "presion de impacto", la presion total es la suma de las presiones estatica manometrica
(SP) y de velocidad (VP) en cualquier punto dentro de un conducto, campana, etc., todo expresado
en in. w.c. [25] Esto es:
TP = SP + VP (1.7)
donde
SP = (cf)vp
VP = (cf)U2/2gc
El "cf en las expresiones para SPy TP es el factor para convertir los terminos de energia
de "ft aire" a "in. me.", ambas a temperatura estandar y presion absoluta (70°F, 1 atmosfera).
(De nuevo, recuerde que, sin importar en que unidades estan expresadas SP o VP, las unidades
reales son "energia por unidad de masa"). Este factor de conversion se obtendria via rearreglo de
la Ecuacion 1.3:
1-19
-------
(1.8)
V I ^ '
. ValO I
donde
(ft3"
vwlo = volumen especifico del agua a 1Q°F = 0.01605 —-
va70 = volumen especifico del aire a 70°F = 13.41 ——
I ibm ,
Entonces: cf= 0.01436 in. w.c./ftaire
Claramente, "c/" varia como una funcion de la temperatura y la presion. For ejemplo, a
100°F y 1 atmosfera, cf= 1/73.207 = 0.01366. No obstante, a menos que se indique de otro
modo, todas las cantidades de aqui en adelante en esta seed on reflejaran las condi clones a 70°F
y 1 atmosfera.
El termino de la energia potencial "z(g/gj" esta ausente, conspicuamente, de la Ecuacion
1.7. Esta omision no fue inadvertida. En sistemas de ventilacion, la energia potencial (RE.),
usualmente es pequena comparadacon otrosterminos. (Forejemplo, vea el ejemplo anterior).
La RE. es, por supuesto, una funcion de la distancia vertical del punto de medidon en cuestion,
desde algun nivel de referencia, usualmente el suelo. Cuando mucho, la distancia equivaldria a no
mas de 20 o 30 pies, correspondiendo a una RE. de aproximadamente 0.3 a 0.4 in. w.c..
Consecuentemente, usualmente podemos ignorar la contribution de la RE. en sistemas de
ventilacion, sin introducir error importante.
La presion estatica manometrica en un conducto es igual en todas direcciones, mientras
que la presion de velocidad, una funcion de la velocidad, varia a traves de la seed on transversal
del conducto. La velocidad en el conducto es la mas alta en el centro y la mas baj a en las paredes
del conducto. Sin embargo, para aire fluyendo en un conducto largo, recto, la velocidad promedio
(tt^) se aproxima a la velocidad de la linea central (ud).[26] Este es un punto importante, porque
la velocidad promedio es medida frecuentemente con un tubo de pitot situado al centro del conducto.
Sustituyendo para "c/" en la Ecuacion 1.7, podemos obtener una ecuacion simple que
relaciona la velocidad a la presion de velocidad a condiciones estandares:
1-20
-------
0.01436W f2
VP = ^ (1.9)
Resolviendo:
- = 66.94 fKP/2 (1.10)
sec I v 7
O:
( ft
mm
= 4'016 (VP)m (1.11)
^ '
Incidentalmente, estas ecuaciones se aplican a cualquier conducto, sin importar su
forma.
Tal como lo describe Burton, la presion estatica manometrica puede concebirse como la
energia "almacenada" en un sistema de ventilation. Esta energia almacenada es convert! da a la
energia cinetica de la velocidad y a las perdidas por friction (las cuales son principalmente calor,
vibration y mi do). Las perdidas por friction caen dentro de varias categorias: [27]
• Perdidas a traves de conductos rectos
• Perdidas a traves de accesorios de conductos — codos, Tes, reductores, etc.
• Perdidas en las entradas a ramales y di spositivos de control
• Perdidas en campanas debido a turbulencia, impacto o contraction de vena (vena
contracta)
• Perdidas en ventiladores
• Perdidas en chimeneas
Estas perdidas seran discutidas en secciones posteriores de este capitulo. Hablando
generalmente, se pierde mucha mas de la energia de presion manometrica por friction que la que
se convierte a energia de presion de velocidad. Es costumbre expresar estas perdidas por friction
(ASP ) en terminos de presion de velocidad:
F = kSPf = kVP (1. 12)
1-21
-------
donde
k = factor de perdida determinado experimentalmente (sin dimensiones)
Altemativamente, las Ecuaciones 1.11 y 1.12 pueden combinarse para expresar F (in.
w. c.) en terminos de velocidad promedio en el conducto, uf (ft/mm):
F = (6.200 x 10~8) kut2 (1.13)
1.3.1.3 Ajustes por Temperatura y Presion
Las Ecuaciones de la 1.8 a la 1.13 fueron desarrolladas suponiendo que la corriente de
gas residual estaba a temperatura y presion estandares. Estas condiciones fueron definidas como
70°F y 1 atmosfera (14.696 lb/in2), respectivamente. Mientras que 1 atmosfera se toma casi
siempre como la presion estandar, en los calculos cientificos y de ingenieria se utilizan varias
temperaturas estandares diferentes: 32°F, 68°F, y 77°F, asi como 70°F. La temperatura estandar
seleccionada varia de acuerdo a la industria o disciplina de ingenieria en cuestion. Por ejemplo,
los higienistas industrials y los ingenieros en aire acondicionado prefieren 77°F.
Antes de que estas ecuaciones puedan utilizarse con corrientes de gas residual no a 70°F
y 1 atmosfera, sus variables deben ser ajustadas. Tal como se observe anteriormente, las corrientes
de gas residual en aplicaciones de control de la contamination del aire, obedecen la ley del gas
ideal. De esta ley, la siguiente ecuacion de ajuste puede ser derivada:
(T V P "l
Q, - fi,(f (£) (1,4,
donde
Q2,Q1 = razones de flujo de gas a condiciones 2 y 1, respectivamente (ft3/mm reales)
T2, TI = temperaturas absolutas a condiciones 2 y 1, respectivamente (ER)
PyP 1 = presiones absolutas a condiciones 2 y 1, respectivamente (atm)
Sin embargo, de acuerdo a la Ecuacion 1.6:
1-22
-------
Si se combinaran las Ecuaciones 1.6 y 1.14, obtendriamos:
(1.15)
Esta ultima expresion puede ser utilizada para ajustar ut en cualquier ecuacion, siempre que el
fluj o de gas sea en conductos circulares.
1.3.2 Proeedimieeto de Disefio de la Campaea
1.3.2.1 Factores de Disefio de la Campana
Cuando se disenauna campana, varios factores deben de considerarse: [28]
Forma de la campana
Razon de fluj o volumetrico
Velocidad de captura
• Friction
Cadauno de estos factores y sus interrelaciones seran explicados en esta section.
Tal como se discutio en la Section 1..2.1, la forma de la campana esta determinada por la
naturaleza de la fuente siendo controlada. Esto incluye factores tales como la temperatura y la
composition de las emisiones, asi como las dimensiones y la configuration de la corriente de la
emision. Tambien son importantes tales factores ambientales como la velocidad y temperatura de
las corrientes de aire en la vecindad.
La forma de la campana determina parcialmente la razon de fluj o volumetrico necesario
para capturar la emision. Debido a que la campana esta baj o presion negativa, el aire es aspirado
hacia ella de todas direcciones. Considere el tipo mas simple de campana, un simple conducto
abierto en el extremo. Ahora, visualice una esfera imaginaria rodeando la abertura del conducto.
El centro de esta esfera estaria al centro de la abertura del conducto, mientras que el radio de la
esfera seria la distancia desde el extremo del conducto hasta el punto donde se capturan las
emisiones. El aire seria aspirado a traves de esta esfera imaginaria y hacia dentro de la campana
del conducto. Ahora, el volumen de aire aspirado a traves de la esfera seria el producto del area
superficial de la esfera y la velocidad de captura de la campana, uc. [29]
Q = uc(4nx2) (1.16)
donde
x = radio de la esfera imaginaria (ft)
1-23
-------
LaEcuacion 1.16 se aplica a conductos cuyo diametro es pequeno en relation al radio de
la esfera. Sin embargo, si el diametro del conducto es mas grande, el area de captura tendra que
ser reducida por el area de la section transversal del conducto (D), o:
Q ^
Similarmente, si se instalara una brida alrededor del exterior del extreme del conducto, el
area superficial a traves de la cual fuera succionado el aire —y la razon de fluj o volumetrico—
seria cortada a la mitad. Esto ocurre porque la brida podria, en efecto, obstruir el fluj o de aire
desde puntos atras de ella. Deaqui:
Q = uc(2 Ttx2) (1.18)
De estos ej emplos, debe estar claro que la forma de la campana tiene una importancia
directa en la razon de fluj o de gas aspirado hacia ella. Pero las Ecuaciones de la 1.16 a la 1.18 se
aplican solamente a campanas con patrones de flujo esfericos. Para otras campanas, se aplican
otros patrones de flujo —cilindricos, pianos, etc. Podemos generalizar estas relaciones entre la
razon de flujo volumetrico y los parametros de diseno de la campana como sigue:
Q = f(«i,x,Sh) (1.19)
donde
'#./'denote "funtionde..."
"57?" indica factores por forma de campana
it. = velocidad de diseno—captura, facial, ranura
La Tabla 1.1. enlista ecuaciones de diseno para varias formas de campanas comunmente utilizadas.
Como esta tabla muestra, Q es una funcion de x, la forma de la campana, y, en general, de la
velocidad de captura (u ). Pero en un caso (campana de cabina), la velocidad de diseno es la
velocidad en la cara de la campana (u\ Y en el caso de campanas ranuradas con tiro lateral y con
tiro posterior, la velocidad de ranura (u) es la velocidad de diseno. En realidad, ambas velocidades,
la de la cara de la campana y la de ranura, son las mismas, ya que cada una mide la velocidad a la
cual pasa el gas a traves de la(s) abertura(s) de entrada de la campana.
Cuando el gas entra en la campana, hay una perdida de energia mecanica debida a la
friction. Esta perdida por friction se calcula utilizando las Ecuaciones 1.1 y 1.2, suponiendo que
la contribution de la energia potencial por la gravedad, Az (g/g), y el trabaj o agregado al sistema,
1-24
-------
W, son cero ambos. Entonces:
2 2
vp7 -v», +—— - —^— = -F (120)
2 £ 2s \ ' /
Reemplazando estos terminos con los correspondientes de las Ecuaciones 1.7 y 1.12,
obtenemos:
SP2 - SPl + VP2 - VPl = -Hc = -khVP2 (1.21)
donde
SP. = presion estatica manometrica en el punto i(in.w.c.)
VP. = presion de velocidad en el punto i (in. w. c.)
H = perdidas a la entrada de la campana (in. w.c.)
kh = factor de perdida de la campana (sin unidades)
En esta ecuacion, el subindice 1 se refiere a un punto justo afuera de la cara de la campana.
El subindice 2 denota el punto en el conducto, justo corriente abajo de la campana, donde se
mi den la presion estatica del conducto SP2 o SPh y la velocidad de transports en el conducto, «2
o M, En el punto 1, la presion de velocidad en la campana, VPp es esencialmente cero, ya que la
velocidad del aire ahi es despreciable. Aun mas, la presion estatica manometrica, SPp sera cero,
ya que la presion absoluta en el punto 1 se supone que es de una atmosfera, la presion de referencia.
Despues de que estas simplificaciones han si do hechas, la Ecuacion 1.21 puede rearreglarse para
resolver para el factor de perdida de la campana (kh):
«**>
A primera vista, parece que kh podria ser negative, puesto que VP siempre es positive.
Sin embargo, ya que el aire que entra en la campana esta baj o un vacio creado por el ventilador
corriente abajo, SPh debe ser negative. Entonces, el termino "-SPh/VP^ debe ser positive.
Finalmente, debido a que el valor absolute de SPh es mayor que VP 2, kh >0.
El factor de perdida de la campana varia de acuerdo a la forma de la campana. Puede
variar desde 0.04 para campanas en forma de campana hasta 1 .78 para varias campanas ranuradas.
1-25
-------
Table 1.1: Equaciones de Diseno, Factores de Perdida., yCoeficientes para
Entrada para Tipos de Campana Seleccionadas [2]
Tipo De Campana Eeoaeion de Disefio Factor de Perdida
(kh)
Extremo de conducto (redondo)
Extremo de conducto con brida
(redondo)
Campana de ranura sin soporte
Campana de ranura c/lados, atras
Campana ahusada
Campana de cabina conducto de
salida ahusado (redondo)
Campana detoldo
Campana de toldo c/inserto
Campana de tanque hondo
(ranurado)
Campana de cabina de pintura
Q = 4 x\
Q = 2 x2uc
Q = 2 xL uc
Q = 0.5 xLuc
Q = 2 xuc °
Q = uA
Q = 1 APxuc
Q = 1 APxuc
Q = 125/1,
Q=100Ab
0.93
0.50
1.78
1.78
0.061
0.25
0.25
1.0
1.78
0.25
Coeficiente
de Entrada (Ce)
0.72
0.82
0.55
N/A
0.97
0.89
0.89
0.71
N/A
N/A
1 Ambas Khy Ce se refieren a conductos redondos y a campanas con reduccion a 45°
Con otros angulos, Khy Ceseran diferentes.
n.a. = no aplicable
Q = razon de flujo aspirado hacia dentro de la campana
x = distancia desde la campana a la fuente
uc = velocidad de captura de la campana (ft/min)
uf = velocidad en la cara de la campana (ft/mm)
us = velocidad en la campana de ranura (ft/mm)
\ = area de la cara de la campana (ft2)
P = perimetro de la fuente (ft)
L. = ancho de la ranura de la campana (ft)
A, = area superficial del tanque + mesa de escurrimiento (ft2)
A^ = area de la seccion transversal de la cabina (ft2)
Un parametro relacionado con el factor de perdida de la campana es el coeficiente de entrada
(c ).[30] Este se define como:
(1.23)
ce depende solamente de la forma de la campana y puede ser utilizado para computar kh y parametros
relacionados. Los valores de k, y c se enlistan en la Tabla 1.1.
h J e
1-26
-------
Ejemplo: La presion estatica manometrica, SPh, es -1.75 in. w.c. Lavelocidad de transports del
conducto (u) es 3,500^/min. Calcular el factor de perdida y el coeficiente de entrada para la
campana. Suponga temperatura y presion estandares.
Solution: Primero, calcular la presion de velocidad del conducto. Rearreglando la Ecuacion
Lily sustituyendo para up obtenemos:
3,500 V
= 0.76 in. w.c.
4,016 J
Enseguida, sustituya VP en la Ecuacion 1.22 y resuelva:
Finalmente, utilice este valor y la Ecuacion 1.23 para calcular el coeficiente de entrada:
C, = = 0.66
1 1 + 1.30 '
La velocidades de diseno de la campana se enlistan en la Tabla 1.2. Se muestran tres clases de
velocidades: (1) captura (defmida en la Seccion 2.1.1), (2) cara, y (3) ranura. Tal como se
establecio en la Seccion 1.2.1, la velocidad de captura es la velocidad del aire inducida por la
campana para capturar los contaminantes emitidos a alguna distancia de la entrada de la campana.
La velocidad de cara es la velocidad promedio del aire pasando a traves de la entrada de la
campana (cara). La velocidad de ranura es parametro similar, la cual es la velocidad promedio del
aire a traves de las aberturas de las ranuras, cuyas areas son solo una fraction del area de toda la
cara de la campana. Consecuentemente, la velocidad de ranura es usualmente, mucho mayor que
la velocidad de cara. [31]
Notese que estas velocidades varian desde 50 hasta 100^/min (campanas de tanque y
desengrasado) hasta 2,000^/min, la velocidad de ranura recomendada para campanas ranuradas
con tiro lateral y tiro posterior. Como un punto de referencia, la velocidad del aire en operaciones
industrials debido al solo mezclado termico es de 50/?/min. Asi, las velocidades de diseno de la
campana deben exceder este valor para que ocurra la captura efectiva. [32]
-------
Otras dos velocidades son tambien discutidas en la literatura de higiene industrial, aunque
no tienen tanta importancia en el diseno de la campana como las velocidades de captura, de cara
oderanura. Estasson lavelocidadenelplenumylavelocidaddetransporte. La primera es la
velocidad de la corriente de gas a medida que pasa a traves de la plenum (seccion ahusada de la
campana) entre la abertura de la campana y la conexion al conducto. Este plenum es un area de
transition entre la abertura de la campana y el conducto. Consecuentemente, la velocidad en el
plenum es mayor que la velocidad de cara de la campana, pero menor que la velocidad en el
conducto de transporte. La velocidad de transporte -la velocidad del gas a traves del conducto-
varia de acuerdo a la composition del gas residual. Es un parametro crucial para determinar el
diametro del conducto, la perdida por presion estatica y los tamanos del ventilador del sistema y
del motor del ventilador. (Para mas sobre velocidad de transporte, vease la Seccion 1.3.3.)
1.3.2.2 Procedimiento de Diseno del Tamano de la Campana
Al igual que con muchos dispositivos de control y auxiliares, hay varios enfoques para
disenar el tamano de las campanas. Algunos de estos enfoques son bastante complejos, implicando
una serie de calculos complejos que producen correspondientemente, resultados correctos. Por
ej emplo, un metodo de diseno del tamano de campana en la literatura, implica primero determinar
las dimensiones de la campana (largo y ancho para campanas rectangulares; diametro para
circulares). El siguiente paso es estimar la cantidad de area (ft2) de placa de metal requerida para
fabricar una campana de estas dimensiones, via curvas parametricas. (No se proporcionan curvas
para campanas no metalicas). Esta area de placa es un dato para una ecuacion que incluye un
Tabla 1.2: Velocidades de Diseno de la Campana [2]
Operaeion/Tipo de Campana Tipo de VeSocidad Rango de VeSoeidad(ff/min)
Tanques, desengrasado
Homo de secado
Cabinade aspersion
Cabinadetoldo
Esmerilado, limpieza abrasiva
Campana deranura
Captura
Facial
Captura
Captura
Captura
Ranura
50-100
75-125
100-200
200-500
500-2,000
2,000
pricing/actor (factor de precio) y el precio por libra del metal. El costo de la mano de obranecesaria
para fabricar esta campana se estima de ecuaciones similares a las relaciones del area de la placa.
Finalmente, los costos del metal y de mano de obra se suman para obtener el costo total de la
campana fabricada. [3 3 ]
Este metodo si produce el costo de campana razonablemente correcto —o mejor dicho,
produjo. Desafortunadamente, los datos de costo de mano de obra son obsoletos —temporada
1977— lo cual los hace no escalables. (La regla de dedo para el limite de tiempo para escalar
costos es de cinco anos). Aun si estos costos fueran actualizados, el procedimiento es dificil de
usar, especialmente si los calculos se hacen a mano.
1-28
-------
Un metodo mas simple para disenar el tamano—aun uno suficientemente exacto para
propositos de estimaciones de estudio—implica determinar una sola dimension, el area de la cara
de la campana (A). Esta area, identica al area de la entrada de la campana, puede correlacionarse
contra el costo de la campana fabricada para producir una ecuacion de costo relativamente simple
con una sola variable independiente. Para calcular A se necesita la siguiente information:
• Tipo de campana
• Distancia de la cara de la campana desde la fuente (x)
• Velocidad de captura (z/c), de cara (u\ o de ranura (us)
• Dimensiones de la fuente (para algunos tipos de campanas).
Como indican las ecuaciones en la Tabla 1.1, estos mismos parametros son los que se
utilizan para determinar la razon de fluj o volumetrico (Q) a traves de la campana y el sistema de
conductos. Con dispositivos de control y auxiliares de tamano ya disenado, Q esta dada. Para
campanas, sin embargo, Q usualmente debe ser calculada.
Ejemplo: Una campana de toldo circular esta siendo utilizada para captura emisiones de un
tanque de elctrodeposicion de cromo. La cara de la campana esta 6 pies arriba del tanque, un
recipiente circular de 8 pies de diametro. La velocidad de captura para este ej emplo es de 200ft/
min. Suponiendo que los alrededores del tanque estan a condiciones estandar, calcule la razon de
fluj o volumetrico requerida aspirada hacia dentro de la campana, el area de la cara de la campana
y la velocidad de cara de la campana.
Solution: Obtenga la ecuacion de la campana de toldo de la Tabla 1.1:
Q = \APxuc (1.24)
donde
P = perimetro del tanque (ft)
x = distancia a la campana encima del tanque (ft)
uc = velocidad de captura (ft/mm)
Debido a que el tanque es circular, P=5(8) = 25.1 ft.
Porlotanto:
1-29
-------
Q = (1.4ft) (6ft)\ 200 — = 42,200
mm mm
Para este tipo de campana de toldo, el diametro de la campana es 40% mayor que el
diametro del tanque (De aqui, el factor " 1.4" en la Ecuacion 1.24). Entonces:
= 98.5 ft'
Finalmente, la velocidad de cara de la campana (w,) seria:
_Q 42,200 _ Ji_
Uf Af 98.5 min
En este ej emplo, notese que la velocidad de cara de la campana es mayor que la velocidad
de captura. Esto es logico, dado el hecho de que el area de la entrada de la campana es menor
que el area a traves de la cual son aspirados los humos del tanque. La velocidad de cara para
algunas campanas es aun mayor. For ej emplo, para campanas ranuradas es al menos 1,000 ft/
min.[34] De hecho, un proveedor disefia el tamano de las aberturas en sus campanas ranuradas
a modo de lograr una velocidad de ranura igual a la velocidad de transporte en el conducto. [35]
1.3.3 Procedimieeto de Disefio del Sistema de Coediictos.
El diseno del sistema de conductos puede ser una tarea extremadamente compleja.
Determinar el numero, colocacion y dimensiones de los componentes del sistema de conductos—
conductos rectos, codos, Tes, compuertas, etc.—puede ser tediosa y consumir tiempo. Sin
embargo, para propositos de realizar estimaciones de costo a nivel estudio del sistema de control,
tales procedimientos de diseno involucrados no son necesarios. En su lugar, se puede concebir
un metodo mas simple de diseno del tamano del sistema de conductos.
1.3.3.1 Dos Enfoques de Diseno del Sistema de Conductos
Hay dos metodos comunmente utilizados para disenar el tamano y establecer el precio del
sistema de conductos. En el primero, el peso total del conducto es computado del numero y
dimensiones de los componentes varios. Enseguida, este peso es multiplicado por un solo precio
(en $/lb~) para obtener el costo del equipo del sistema de conductos. Para determinar el peso del
sistema de conductos, uno necesita conocer el diametro, longitud y espesor de pared de cada
1-30
-------
componente en el sistema. Tal como se establecio anteriormente, la obtencion de estos datos
puede significarun esfUerzo considerable.
El segundo metodo es unavariation del primero. En estatecnica, se disena el tamano y se
establece precio de los componentes del sistema de conductos individualmente. El precio del
conducto recto se obtiene tipicamente como una funcion de la longitud, diametro y espesor de
pared, asi como, por supuesto, del material de construction. El precio de los codos, tes y otros
accesorios se establece de acuerdo a todos estos factores, excepto la longitud. Otras variables,
tal como la cantidad y tipo de aislante, tambien afectan al precio. Debido a que proporciona mas
detalles y precision, el segundo metodo sera utilizado en esta section.
1.3.3.2 Parametros de Diseno del Sistema de Conductos
De nuevo, las variables primarias para el diseno del tamano del sistema de conductos son
longitud, diametro y espesor de pared. Otro parametro es la cantidad de aislante requerido, si
acaso.
Longitud: La longitud del sistema de conductos necesaria con un sistema de control de la
contamination del aire, depende de factores tales como la distancia de la fuente al dispositivo de
control y el numero requerido de cambios direccionales. Sin tener un conocimiento especifico de
la distribution de la fuente, es imposible determinar la longitud exactamente. Puede variar desde
20 a 2,000 pies o mas. Es mejor dar el costo del conducto recto en base a $/fty dejar al lector
que proporcione la longitud. Esta longitud debe ser parte de las especificaciones de la fuente de
emision a la cual se le instalan los conductos.
Diametro: Tal como se discutio en la Section 1.2.2., se prefiere la forma circular a la rectangular,
ovaladau otras formas de conducto.
Porlotanto:
A. - ^f (1.25)
donde
A = area de section transversal del conducto (ft2)
Dd = diametro del conducto (ft)
El area de section transversal del conducto es el cociente de la razon de fluj o volumetrico (Q) y de
la velocidad de transports en el conducto (u^\
1-31
-------
A, =
0
* = - d.26)
Combinando las Ecuaciones 1.25 y 1.26 y resolviendo paraD
(1.27)
Como Q es usualmente conocida, la variable clave en la Ecuacion 1.27 es la velocidad de
transports en el conducto. Esta variable debe escogerse cuidadosamente. Si la ut seleccionada
es muy baja, el conducto estara sobre dimensionado y, mas importante, la velocidad no sera
suficientemente alta para conducir la materia particulada en la corriente de gas residual al dispositive
de control. Sin embargo, si ut es muy alta, la caida de presion estatica (la cual es proporcional al
cuadrado de M ), sera excesiva, como lo sera el correspondiente consumo de energia del ventilador.
Tabla 1.3: Velocidad de Transports Minima para Materiales Conducidos
MateriaS(es) Coodocido(s) VeSocidad de Transporte Minima (utft/min)
Gases: polvos ligeros, muyfinos 2,000
Polvos y talcos finos y secos 3,000
Polvos industriales promedio 3,500
Polvos gruesos 4,000-4,500
Cargas de polvo pesado o humedo > 4,500
El costo es tambien una consideration cuando se determina el diametro optimo del
conducto. El costo del equipo aumenta con aumento del diametro del conducto. Sin embargo, el
costo de energia del ventilador cambia inversamente con el diametro. No obstante, para propositos
de estimaciones de estudio, el diametro optimo del conducto no tiene que determinarse. Es
suficiente calcular el diametro del conducto utilizando tan solo los valores de velocidad de transporte
contenidos en esta section.
La velocidad de transporte varia tipicamente desde 2,000 a 6,000///min, dependiendo
de la composition del gas residual. La velocidad en el conducto mas baj a sera adecuada para gas
residual conteniendo contaminantes gaseosos o polvos ligeros muy finos; mientras que la velocidad
1-32
-------
mas alta seria necesaria para conducir una corriente con una gran cantidad de metales u otros
materiales pesados o humedos. Las siguientesvelocidades puedenutilizarse como guiageneral[36]:
La Tabla 1.4 proporciona estos valores con velocidades en el conducto recomendadas para una
variedad de materiales conducidos.
Espesor de Pared: El espesor de pared de un conducto depende de varios factores—presion
interna, diametro, material de fabrication y otros parametros estructurales. No obstante, un
conducto de un diametro dado puede fabricarse de un rango de espesores de pared y viceversa.
For ejemplo, un conducto de 24 pulgadas de diametro de acero inoxidable 304 "de costura
longitudinal totalmente soldada" es fabricado con espesor de pared que varia desde calibre 22 a
14 (0.0313 a 0.0781 pulgadas). Este mismo rango de calibres es utilizado con diametros de
conducto variando desde 3 a36 pulgadas.[37]
Notese que el numero del calibre disminuye con aumento en el espesor de pared. Esta
medida, la cual es tradicionalmente usada en la industria de fabrication de metal, es mas conveniente
de usar que el espesor expresado en pulgadas, ya que estas son usualmente numeros pequenos
menores a 0.25. Mas aun, el numero del calibre varia de acuerdo al metal utilizado—acero al
carbon (galvanizado o no galvanizado), acero inoxidable o aluminio. Los calibres para estos
metales estan dados en la Tabla 1.5 para un rango amplio de espesores nominales.
La medida del calibre no es usada con conductos de plastico, ya que el espesor de pared
se expresa tipicamente en pulgadas. En cualquier caso, el espesor de pared usualmente no necesita
conocerse para estimar el costo del conducto, ya que este parametro ha si do tornado en cuenta ya
en las ecuaciones de costo. (Vease la Section 1.4.)
Aislaete: Tal como se discutio en la Section 1.2.2., el aislante puede ser instalado ya sea en la
superficie exterior del sistema de conductos o del sistema de conductos mismo puede fabricarse
con el aislante interconstruido. En el primer caso, la cantidad de aislante requerido dependera de
varias variables de transferencia de calor, tales como: temperatura, velocidad, composition y
otras propiedades del gas residual; la temperatura ambiente; el diametro del conducto, el espesor
de pared y la conductividad termica, y la temperatura superficial ("piel") deseada. La determination
de estas variables implica hacer una serie de calculos complej os que, aunque bien establecidos,
estan mas alia del alcance de este capitulo. Referencias estandares tales como el Perry's Chemical
Engineers 'Handbook (Manual del Ingeniero Quimico de Perry) y Plant Design and Economics
for Chemical Engineers (Diseno de Planta y Economia para Ingenieros Quimicos), presentan
estos calculos, como lo hacen las bibliografias de transferencia de calor. [3 8,39]
El segundo enfoque es seleccionar un sistema de conductos preconstruido. Como se
menciono anteriormente, puede equiparse con cualquier tipo y espesor de aislante. Sin embargo,
1,2 o 3 pulgadas es tipico. (Los precios para estas se presentan en la Section 1.4.)
1-33
-------
I1"? '"J f
.3.3..
Caida de Presion en el Sistema de Conductos
Tal como se menciono en la Section 1.3.1, las perdidas de energia en los sistemas de
ventilation debido a la friction, son calculados tradicionalmente como fracciones de la presion de
velocidad VP. En la mayoria de los casos, laEcuacion 1.12 puede utilizarse para estimar estas
perdidas. Tecnicamente, estas ecuaciones se aplican solamente a aquellas regiones en el sistema
de ventilation donde no hay cambios en la presion de velocidad (v.g., donde el diametro del
conducto es constante). Estas regiones incluirian conductos rectos, campanas y accesorios tales
como acoples y codos simples. Pero, con las «Tes», yes y otros accesorios de flujo dividido, la
velocidad—y la presion de velocidad—no son constantes entre la entrada y salida del accesorio.
La perdida por friction correspondiente (Fb) es una funcion de ambas, las VPs corriente arriba
(entrada) y en el ramal, como lo indica la siguiente ecuacion: [40]
Tabla 1.4: Velocidad en el Conducto Minima para Materiales Selectos [2]
Material
VeSocidad de Transporte Minima (ft/min)
Polvo de aluminio (grueso)
Rebabas de bronce
Polvo de taladrar hierro fundido
Polvo de arcilla
Polvo de carbon (pulverizado)
Polvo de cocoa
Polvo dealgodon
Polvo degranos
Polvo deplomo
Polvo decaliza
Polvo de magnesio (grueso)
Rebabas de metal
Polvo de plastico (lijado)
Polvo dehule
Polvo de silice
Polvo dejabon
Polvo de soapstone (piedra dejabon)
Pintura atomizada
Polvo de almidon
Polvo de piedra
Polvo de tabaco
4,000
4,000
4,000
3,500
4,000
3,000
3,000-5,OOO1
2,500-3,000
4,000
3,500
4,000
4,000-5,000
3,000
2,500 (fino)-4,000 (grueso)
3,500-4,500
3,000
3,000
2,000
3,000
3,500
3,500
1 Las velocidad de transporte varia con operaciones de fundicion.
Fb = VPU (kb -
VP
(kb
VP
(1.28)
donde
1-34
-------
VP' , VPb = presiones de velocidad corriente arriba y en el ramal, respectivamente
(in. w.c.)
kh = coeficiente de perdida en el ramal
Sin embargo, los accesorios de flujo dividido no son generalmente utilizados con sistemas de
ventilation de control de la contamination simples, excepto en aquellos casos donde una te puede
necesitarse, digamos, para proposito de agregar aire de dilution.l
Tal como cualquier libro de texto de mecanica de fluidos podria atestiguar, la perdida por
friction de un sistema de conductos es una funcion compleja de varias variables: diametro y
longitud del conducto, velocidad de transports y viscosidad y densidad del gas. Especificamente,
las Ecuaciones de Darcy-Weisbach y de Colebrook son utilizadas tipicamente para hacer esto
calculos, siendo utilizada esta ultima para calcular el Numero de Reynolds. [41 ] Tradicionalmente,
la perdida por friction se ha obtenido de un nomograma o, mas recientemente de programas de
computadora. Un nomograma tipico se encuentra en Burton. [42] Tambien, para simplificar el
calculo, se han derivado ecuaciones empiricas para ciertas clases de sistemas de conductos
disponibles comercialmente. Por ej emplo, para estimar la perdida por friction por 100 pies (FJ
100 ft) a condiciones estandar para sistemas de conductos galvanizados redondos, en espiral,
teniendo lOunionespor 100pies,utilicelasiguienteecuacion:[43]
Tabla 1.5: Espesor de Pared de Conductos de Acero y Aluminio [40]
Espesor nominal (pyfgadas)
Calibre
28
26
24
22
20
18
16
14
12
10
Acero aS
Galvanizado1
0.0187
0.0217
0.0276
0.0336
0.0396
0.0516
0.0635
0.0785
0.1084
0.1382
Carbon
No
Galvnizado2
0.0149
0.0179
0.0239
0.0299
0.0359
0.0478
0.0598
0.0747
0.1046
0.1345
Acero SnoxidabSe
(304 or 31 6)
0.0156
0.0188
0.0250
0.0313
0.0375
0.0500
0.0625
0.0781
0.1094
0.1406
ASomino
3003-H143
0.025
0.032
0.040
0.050
0.063
0.080
0.090
—
—
—
1 Para proporcionar resistencia y rigidez, el espesor nominal del aluminio es aproximadamente
150% del espesor nominal del acero al carbon galvanizado del mismo calibre.
2 Galvanizado y acero al carbon galvanizado pintable
3 Acero al carbon no galvanizado
1-35
-------
<129>
donde
Dd = diametro del conducto (ft), y: 0.25 ^Dd<5
Claramente, esta ecuacion proporciona la perdida por friction total, no el factor de perdida
(K). Sin embargo, el lector puede calcular k para un diametro (Dd~) y razon de flujo (Q) dados,
simplemente dividiendo los resultados de la Ecuacion 1.29 por VP y multiplicandolos por 100.
Para estimar la perdida por friction para otros materiales de conductos, multiplique el valor
de la Ecuacion 1.29 por un factor de correction por rugosidad, cuyos valores aproximados son: [44]
Los factores de perdida para accesorios tambien han sido compilados, en base a datos
experimentales. Principalmente de interes son aquellos para codos de 90°, indiscutiblemente el
accesorio mas comunmente utilizado en sistemas de control de la contamination del aire. Los
valores "&po" para codos, varian de acuerdo al diametro y al radio de curvatura, el cual se expresa
como un multiple del diametro del codo. Los rangos tipicos de estos valores son como sigue: [45]
Como lo indican estos valores, a mayor radio de curvatura, menor la perdida por friction.
Esto equivale a razonar, que a mayor el radio de curvatura, mas gradualmente cambia de direction
la corriente de gas. Para un codo que tiene un angulo menor a 90°, multiplique el valor de kgo
anterior por un factor de ajuste (2/90), de modo que:
Tabla 1.6: Factores de Correction por Rugosidad para Varios Materiales de Conductos
Material Factor de Correction por Rygosidad
Galvanizado no en espiral 0.9
Fibra de vidrio (acabado liso) 0.8
Plastico ABS y PVC 0.8
Concreto 1.4
Conducto flexible corrugado 2.3
1 Se necesitan conexiones de flujos divididos con sistemas de control mas complejos para recolectar gases residuales de
fuentes de emision multiples. Sin embargo, el disefio de tales sistemas de ventilacion estan fuera del alcance de esta seccion.
1-36
-------
Tabla 1.7: Ranges Tipicos del Factor de Perdida por Friction (k90)
Radio de Curvature Factor de perdida por friceion (k90)
0.50 0.80
1.00 0.35
1.25 0.30-0.55
1.50 0.27-0.39
2.00 0.24-0.27
2.50 0.22-0.24
(1.30)
vyw/
donde
kd= factor de perdida para 6> 90°
Ejemplo: Un dispositive de control en una fabrica de cosmeticos esta conectado a una fuente por
250 pies de un conducto redondo en espiral. El trazo del conducto incluye tres codos de 90° y
dos codos de 45°, cada uno con un radio de curvatura de 1.50. La razon de fluj o volumetrica (Q)
del gas residual (el cual contiene polvo facial atrapado), es de 15,000/F/min a condiciones estandar.
Calcular la perdida por friceion en el sistema del conducto.
Solution: Debido a que el material que esta siendo conducido en el sistema del conducto (polvo
facial), es ligero, una velocidad de transports (u) apropiada en este caso es de 2,000/r/min.
(Vease la Tabla 1.4 anterior). Una vez sustituidos este valor y la razon de fluj o volumetrico en la
Ecuacion 1.27, obtenemos el diametro del conducto (Dd):
, 15,000 V/2
D. = 1.128 \—L—\ = 3.09 ft
' d
2,000;
Enseguida, sustituya el diametro y la velocidad en la Ecuacion 1.29 para computar la perdida por
friceion (presion estatica) del conducto recto, Fd.
8 f2,OOoV-8 (250] _
11,000 J liooj
El factor 250/100 en esta expresion ajusta la perdida por friceion desde 100 pies (la base dela
ecuacion 10.29), hasta 250 pies (la longitud del sistema del conducto en este ejemplo). El resto
1-37
-------
de la perdida por friccion ocurre a traves de cinco codos (tres de 90°, dos de 45°), cada uno con
un radio de curvatura de 1.50. Estas perdidas (F) se computan via la Ecuacion 1.12:
(1.31)
donde
VP = (2,000/4,016)2 (Ecuacion 1.11, rearreglada)
0.248 in. w.c.
Para codos de 90°, kQ = kgo = 0.33 (promedio del rango de la tabla), y:
Fc = 3 x 0.33 (0.248) = 0.246 in. w.c.
Para los codos de 45°, k=(45/90)k90 = 0.165 (Ecuacion 1.30),y:
Fc = 2 x 0.165(0.248) = 0.0818 in. w.c.
La perdida por friccion total es, por lo tanto:
F= 0.313 + 0.246 + 0.0818 = 0.641 in. w.c.
De este ejemplo se pueden hacer dos observaciones: (1) la perdida de presion estatica a
traves del conducto no es grande, aun con esta longitud (250 pies) y, (2) las perdidas a traves de
los codos—las cuales totalizan 0.328 in. w.c.—son mayores que la perdida en el conducto recto.
Aunque puede ser tentador despreciar las perdidas por los accesorios por cuestion de conveniencia,
hacerlo asi puede causar un subestimacion importante de la perdida de presion estatica en el
sistema de ventilation.
1.3.4 Procedimientos de Disefio de Chimeneas
Igual que con el sistema de conductos, el diseno de chimeneas implica un numero de
parametros de la corriente, estructural y especificos del sitio [46,47] Estos incluyen:
Variables del gas residual: razon de flujo volumetrico de entrada, temperatura y composition;
Datos especificos del sitio: altura sobre el nivel del mar, fluctuaciones de temperatura ambiente,
1-38
-------
datos topograficos y sismicos, registros meteorologicos y elevaciones y distribution del edificio;
Parametros estructurales: espesor de la pared de la chimenea y del forro, localization de la
breaching opening (abertura de penetration), tipo de soportes, capacidad de carga de los
cimientos, modules de resistencia y frecuencia de la vibration natural.
Afortunadamente, para propositos de estudio de estimaciones de costo, los unicos dos
parametros de diseno de la chimenea que necesitan determinarse son: (1) el diametro de la chimenea
y, (2) la altura de la chimenea. Las otras variables (v.g., el espesor de pared) son incorporadas en
las correlaciones de costo del equipo. El diametro de la chimenea es relativamente facil de
determinar, ya que depende fundamentalmente de las condiciones de la corriente residual. Es mas
dificil de determinar la altura de la chimenea, ya que esta influenciada por varias variables especificas
del sitio. No obstante, se ha desarrollado una guia amplia para permitir a quien realice la estimation,
determinar una altura de chimenea aceptablemente correcta.
1.3.4.1 Calculando el Diametro de la Chimenea
Debido a que la mayoria de las chimeneas tienen secciones transversales circulares, el
diametro de la chimenea (D^fi) puede ser calculado via la formula del diametro del conducto
(Ecuacionl.27):
(1.32)
\"c J
donde
uc = velocidad de salida de la chimenea (ft/mm)
Q = razon de fluj o volumetrico de salida (/?5/min reales)
Debe notarse que el diametro de la chimenea en esta formula se mide en la salida de la
chimenea y no en la entrada. Esto es porque, por razones estructurales, el diametro en el fondo de
la chimenea tipicamente es mayor que el diametro de la parte superior. Notese tambien que la
velocidad de salida de la chimenea no iguala necesariamente la velocidad de transports del
conducto. Finalmente, Q puede ser diferente de la razon de fluj o volumetrico utilizada para
disenar el tamano del sistema de conductos. Debido a que la chimenea siempre sigue al dispositivo
de control, la razon de fluj o de entrada al dispositivo puede no igualar la razon de fluj o de entrada
a la chimenea, en terminos de ft3/mm, ya scan estandar o reales. Por ej emplo, en un incinerador
termico, la razon de flujo estandar del gas residual de salida es casi siempre mayor que la razon de
flujo de entrada debido a la adicion de combustible suplementario.
1-39
-------
La velocidad de salida de la chimenea, uc, afecta la altura de la pluma, la distancia que la
pluma se eleva por encima de la parte superior de la chimenea una vez que sale. En una chimenea
bien disenada, uc debe ser 1.5 veces la velocidad del viento. Tipicamente, velocidades de salida
de diseno de 3,000 a 4,000^/min son adecuadas. [48] Este rango corresponde a velocidades del
viento de 34 a 45 millas/hr.
1.3.4.2 Calculando la Altura de la Chimenea
La estimation de la altura de la chimenea es mas dificil que calcular el diametro de salida
de la chimenea. La altura de la chimenea depende de varias variables: la altura de la fuente; la
velocidad de salida de la chimenea; las temperaturas de la chimenea y ambiental; la altura, forma
y arreglo de las estructuras cercanas y el terreno; y la composition del gas de salida de la chimenea.
Algunas de estas variables se determinan en forma directa, mientras que otras (tales como las
dimensiones y arreglo de las estructuras cercanas), son dificiles de determinar sin realizar modelos
en el sitioy estudios de monitoreo.
Esta altura tiene dos componentes: la altura de la chimenea misma (/T) y la altura de
elevation de la pluma (H r). Juntos estos dos componentes componen la altura efectiva de la
chimenea (fiT). Estoes:
He = Hs + Hpr (1.33)
Sin embargo, el costo de la chimenea es una funcion de solo-fiT (Vea la Section 1.4.) Tal
como se discutio anteriormente, la elevation de la pluma es una funcion de la velocidad de salida
de la chimenea. Tambien depende del diferencial de temperatura entre el gas de la chimenea y el
aire ambiente. Especificamente, una diferencia de temperatura de 1 °F corresponde a un aumento
deaproximadamente2.5-^. &nH .[49]
Para aquellas fuentes sujetas a State Implementation Plans - SIP (Planes de
Implementation Estatal), la altura de la chimenea (/T) debe determinarse de acuerdo a good
engineering practice - GEP (buenas practicas de ingenieria). Se define GEP como "la altura
necesaria para asegurar que las emisiones de la chimenea no resulten en concentraciones excesivas
de cualquier contaminante del aire en la vecindad inmediata a la fuente, como resultado de
precipitaciones atmosfericas, remolinos o ventarrones que pudieran crearse por la fuente misma,
las estructuras cercanas u obstaculos en los terrenos cercanos" [50]. A este respecto, la GEP
establece el maximum allowable stack height credit fcredito maximo permisible de la altura de
chimenea), para propositos de calcular el impacto de la fuente emisora en la calidad del aire
ambiental. Una fuente puede construir una chimenea a cualquier altura, pero solo cierta cantidad
de la altura de la chimenea sera permitida al determinar los impactos ambientales. [51 ]
1-40
-------
Para chimeneas construidas despues del 12 de enero de 1979, la altura GEP de chimenea
debe serlamayorde (1)65 metres (213 pies); (2)laalturademostradaporunmodelofluido
aprobado o por un estudio de campo que asegure que las emisiones de la chimenea no causan
excesivas concentraciones de contaminantes por precipitaciones ambientales, ventarrones, efectos
de remolinos, etc.; 6 (3) la altura determinada por la siguiente ecuacion: [52]
Hs = Hb+l.5L (1.34)
donde
Hs = altura GEP de chimenea, medida desde el nivel de la elevation del
suelo en la base de la chimenea (ft)
Hb = altura dela(s)estructura(s)cercana(s), medida desde este nivel de
elevation del suelo (ft)
L = la dimension menor (altura o ancho proyectado de la(s) estructura(s)
cercana(s))
1 .3 .4.3 Calculando el Tiro de la Chimenea
Tal como se discutio previamente, el gas residual fluyendo atraves de campanas y sistemas
de conductos, pierde presion estatica debido a la friction. En el caso de las chimeneas, sin
embargo, la corriente de gas realmente puedeganar presion estatica, como resultado del tiro de
la chimenea, el cual es el tiro creado por el diferencial de temperatura entre el gas de la chimenea
y el aire ambiente. El tiro de la chimenea (SPs, in. w.c.) puede calcularse como sigue:53
SP, = 0.034 (Hs-Hbr)^ x -
\1amb
donde
Hbr = altura de la penetration de la chimenea (conexion con el conducto de entrada),
por arriba de la base de la chimenea (ft)
p = presion barometrica (/'«. w.c.)
T amb = temperatura ambiente (ER)
T = temperatura promedio del gas en la chimenea (ER)
Ejemplo: El gas residual de un incinerador termico tiene una razon de flujo de salida y una
temperatura de 21,700i/?5/min reales y 550°F, respectivamente. La velocidad maxima del viento
en la vecindad es de 42 millas/hr, mientras que las temperaturas de salida de la chimenea y la
ambiental son 450°F y 70°F, a su vez. La presion barometrica es 1 atm. (29.92 in. Hg). El
incinerador esta cerca de un edificio de ladrillo de 3 5-fi de alto, mientras que el "ancho proyectado"
1-41
-------
de un edifice adyacente es 40ft. Para que la chimenea disperse el gas del incinerador, calcule (1)
la velocidad de salida, (2) el diametro, (3) la altura, y (4) el tiro, requeridos.
Solution:
Velocidad de salida: De acuerdo a las instrucciones anteriores, la velocidad debe ser 1.5 veces la
velocidad del viento, o:
fpm ft
ur = 1.5 x 42 mph x 88 ^—- = 5,540 -^— n 35)
mpn min \ • s
Diametro de la chimeeea: La razon de fluj o volumetrico de salida se mide a la temperatura de
salida de la chimenea, a saber 450°F. Sin embargo, la razon de flujo anterior foe medida a 550°F,
la temperatura de salida del incinerador. Corrigiendo a la temperatura de salida de la chimenea,
obtenemos:
21,700 x (450 + 460) ( ft' \
Qc = —2—; : -= 19,600 ^ ^reales (137)
c (550 + 460) {min ) l '
Sustituyendo estos valores en la Ecuacion 1.32:
19,600 Y
Altura de la chimenea: Como una primera aproximacion, estime la altura GEP de la chimenea
de la Ecuacion 1.33, donde las variables HbyL son 35fty4Qft, respectivamente:
# =35 + 1.5(40) = 95 ft.
Claramente, esta//^ es menor que la altura GEP maxima (213ft.\ asi que serautilizada
enesteejemplo.
Tiro de la chimeeea: Todos los datos necesarios para computar el tiro de la chimenea via la
Ecuacion 1.35 son conocidas, excepto la altura de penetration de la chimenea, Hbf Sin embargo,
se recomienda un minimo de 5ft. para este parametro[54]. Este valor sera usado en este calculo.
Tambien, la temperatura promedio de la chimenea es:
(450 + 550)
fas =~ ~+ 460 = 960 R (1.38)
1-42
-------
Finalmente, la presion barometrica expresada en pulgadas de agua es:
13.6 in. agua
p = 29.92 in. Eg x E— = 407 in. w.c. (\ 39)
in. Eg \ • ->
Unavez sustituyendo, obtenemos:
. . r 1 1 i
= 1.32 in. w.c.
SPS = (0.034) (118-5) (407) -
L *
70 + 460 960
1.4 Estimancto la Inversion de Capital Total
Esta section presenta la information necesaria para estimar la total capital investment -
TCI (inversion de capital total) para campanas, sistema de conductos y chimeneas. El TC/incluye
el equipment cost - EC (costo del equipo) para campanas, sistema de conductos o chimenea;
impuestos, cargos por fletes; instrumentation (de ser aplicable); y los costos directos y de instalacion.
Todos los costos se presentan en dolares del segundo trimestre de 1993, y son de exactitud de
estimation de "estudio" (±30 por ciento)2. Mas aun, los costos son para instalaciones de
establecimientos nuevos; no se incluyen costos de reconversion.
Los costos de equipo se presentan en la Section 1.4.1, mientras que los costos de instalacion
se muestran en la Section 1.4.2. En cada una de estas secciones, las tres categorias de equipo
son cubiertas en subsecciones separadas.
1.4.1 Costos de Equipo
Varios proveedores proporcionaron costos (precios) para cada una de las tres categorias
de equipos. Sus respuestas reflejaron un rango de tamanos, disenos y materiales de construction.
Estos precios han sido correlacionados contra algun parametro de diseno facil de determinar
(diseno del tamano), via analisis por regresion de minimos cuadrados. Cada una de estas
correlaciones esta relacionada con un cierto tipo de equipo (v.g., campanas de toldo circulares),
dentro de un rango de tamano especificado del parametro en cuestion (v.g., 2 a 200ft2 de area de
entrada). Por esta razon, una correlation de costo no debe extrapolarse fuera del rango especificado
del parametro.
Algunos de los precios proporcionados por los proveedores se relacionan a articulos
Para mas information acerca de la escalation de precios a dolares actuates, refierase al reports de la EPA
"Escalation Indexes for Air Pollution Control Costs" y sus ultimas ediciones los cuales se hallan en el sitio
Internet de la EPA debajo de la pagina OAQPS Technology Transfer Network (CTC Bulletin Board).
1-43
-------
"off-the-shelf (en existencia), mientras que otros costos son para equipo fabricado sobre pedido.
Los proveedores tienden a especializarse ya sea en articulos en existencia o sobre pedido. La
mayorias de las campanas y chimeneas son sobre pedido, fabricadas ya sea en la fabrica del
proveedor o construidas en el sitio. Contrariamente, los componentes del sistema de conductos
son usualmente articulos en existencia, aunque las piezas grandes tienen que hacerse sobre pedido.
(For supuesto, hay excepciones a esto). Finalmente, todos los precios dados en la siguiente
seccion son "L. A.B." (libre abordo) el proveedor, lo que significa que no incluyen fletes ni impuesto
1.4.1.1 Costos de las Campanas
De todos, cuatro vendedores proporcionaron precios para las campanas.[55] Estos
precios cubren los siguientes tipos de campanas:
Toldo—circular
Toldo—rectangular
Table 1.8: Parametros para la Ecuacion de Costo de la Campana [55]
Tipo de Campana
Toldo-circular
Toldo-rectangular
Empuje-jale (push-pull)
Succion lateral
Succion Transera
(Ranurada)
Succion Transera
(Ranurada)
Succion Transera
(Ranurada)
Succion Transera
(Ranurada)
Succion Transera
(Ranurada)
Material de
Fabrication
FRP1
FRP
FRP
FRP
PVC2
PVC4
PP5
FRP
Acero
galvanizado
Parametro de Sa
Ecoacion
a
128
306
620
497
307
797
653
956
688
b
0.577
0.506
0.321
0.336
1.43
0.504
0.717
0.519
0.687
Rango de Sa
Ecoacion
(A,, It2)
2-200
2-200
2-200
2-200
0.6-2.03
1.1-2.1
1.1-2.1
1.1-2.1
0.5-1.3
Plastico reforzado con fibra de vidrio
Cloruro de polivinilo
Para cada campana ranurada, "el rango de la ecuacion" denota el
rango en el area de las aberturas de la ranura, la cual es mucho
menor que el area total de la cara de la campana
Cada campana esta equipada con compuertas manuales de las
ranuras y cuatro hileras de ranuras.
Polipropileno
1-44
-------
• Empuja-jala
• Tiro lateral
• Tiro posterior (ranurada)
Las descripciones y procedimientos de diseno para estas campanas estan dadas en las
Secciones 1.2.1 y 1.3.2, respectivamente. Tal como se explico en la Seccion 1.3.2, se ha
encontrado que los costos de las campanas se correlacionan bien con el area de entrada o de
cara de la campana (A Jt2). Ademas, la forma funcional que mej or ajusta la correlation (ecuacion)
costo-area de cara es la "funcion potencia", o:
Ch = aAfb (1.40)
donde
Ch = costo de la campana ($)
a, b = parametros de la ecuacion de regresion
Los valores de los parametros de la ecuacion varian de acuerdo al tipo de campana y al
material de construction. Estos parametros se muestran en la Tabla 1.8.
Ejemplo: Cual seria el costo de la campana de toldo para el tanque de electrodeposicion del
tamano disenado para el ejemplo en la Seccion 1.2.2. Suponga que la campana es fabricada de
FRP.
Solution: Recuerde que el area de cara (A) calculada para la campana fue de 98.5ft2. Debido
a que esta es una campana de toldo circular, los parametros de la ecuacion de la Tabla 1.8 son: a
= 123 y b = 0.575. (Note que esta area de campana cae dentro del rango de la ecuacion de 2 a
200ft2.) Sustituyendo estos parametros en la Ecuacion 1.40, obtenemos:
Ch= 123(98.5f575 = $1,720.
1.4.1.2 Costos del Si sterna de Conductos
Varios proveedores proporcionaron precios de sistemas de conductos, tambien para un
rango de tamanos, materiales y disenos.[56] Estos precios cubren las siguientes piezas de equipo:
Sistema de conductos rectos:
Circular
- Hoj a de acero (carbon, galvanizada, con y sin aislante; inoxidable 3 04)
1-45
-------
- Placa de acero (carbon, cubierta; inoxidable 304)
- Plastico (FRP; PVC)
Cuadrado
- Acero (carbon, aluminizado; con y sin aislante)
Codos (90°):
Acero (carbon, galvanizado, cony sin aislante; inoxidable 304)
Plastico (FRP; PVQ
Compuertas:
Mariposa
- Acero (carbon, galvanizado, cony sin aislante)
- Plastico (FRP; PVC, con y sin actuadores)
Persianas
- Acero (carbon, aluminizado, cony sin actuadores)
Deguillotina
- Acero (carbon)
- PVC
Estos precios fueron correlacionados por regresion contra el diametro de la pieza de
equipo (conducto recto, codo o compuerta). Las correlaciones por regresion fueron de tres
formas: fund on potencia (principalmente), exponencial y lineal. La Ecuacion 1.40 representa la
funcion potencia, mientras que las otras formas son:
Exponencial: C,. = aebD (1.41)
Lineal: C, = a + bD (1.42)
donde
C. = costo de la pieza de equipo en cuestion
a, b = parametros de regresion
D =diametro de equipo
Los parametros de regresion se enlistan en las Tablas de la 1.9 a la 1.11, junto con la
aplicabilidad de los rangos de tamano para las correlaciones respectivas (Nota: Las correlaciones
no deben extrapolarse fuera de estos rangos.) Los siguientes parrafos contienen information
adicional acerca de datos de precio y correlaciones:
Coedtictos rectos: Tal como se indico anteriormente, los proveedores proporcionaron precios
para conductos rectos de placa de acero, hoja de acero (con ensamble en espiral o costura
1-46
-------
Tabla 1.9: Parametros para la Ecuacion de Costo de un Conducto Recto [56]
Tipo de
Conducto
Circular-espiral1
Circular-espiral
Circular-espiral
Circular-espiral
Circular-longitudinal4
Circular-longitudinal
Circular-longitudinal
Circular-longitudinal
Cuadrado
Cuadrado
Material
del Aislante
Sheet-gal CS2
Sheet-304 SS3
Sheet-galv CS
Sheet-galv CS
Sheet-galv CS
Sheet-304 SS
Plate-coat CS5
Plate-304SS6
Sheet-alum CS7
Sheet-alum CS
Espesor
Aislante
(in.)
Ninguno
Ninguno
1
3
Ninguno
Ninguno
Ninguno
Ninguno
Ninguno
4
Tipo de
Ecuacion
Function
Potencia
Function
Potencia
Function
Potencia
Function
Potencia
Function
Potencia
Function
Potencia
Function
Potencia
Function
Potencia
Lineal
Lineal
Parametro de
Ecuacion
a
0.322
1.56
1.55
2.56
2.03
2.98
2.49
6.29
0.254
21.1
b
1.22
1.00
0.936
0.937
0.784
0.930
1.15
1.23
2.21
5.81
Rango de la
Ecuacion
(D, in.)
3-84
3-84
3-82
3-82
6-84
6-84
6-84
6-84
18-48
18-48
Conducto circular unido en espiral y soldado
Hoja de acero al carbon galvanizado
Hoja de acero inoxidable 304
Conducto circular soldado a lo largo de la costura longitudinal
Placa de acero al carbon con una capa de "shop paint' (pintura de taller)
Placa de acero al carbon 304
Hoja de acero al carbon aluminizado
longitudinal), y de plastico. La mayor diferencia entre los dos tipos de conductos de acero radica
en el espesor de pared. El conducto de placa de acero tiene espesor de pared tipicamente de 3/
16 in. a 1/2 in., mientras que el conducto de hoja de acero varia usualmente de calibre 28 a
calibre 10. Como lo muestra la Tabla 1.5, este rango corresponde a espesores de pared de
0.0149 in. a 0.1406 in., respectivamente, aunque los espesores exactos variaran con el tipo de
acero utilizado (v.g., carbon vs. inoxidable). Tambien, tal como se discutio en la Section 1.3.3.2,
cada diametro de conducto puede ser fabricado con un rango de espesores de pared.
La mayoria de los proveedores de conductos de acero proporcionaron precios para un
minimo y un maximo de espesor de pared para un diametro dado. Sin embargo, para simplificar
las cosas para quienes realizan estimaciones de costos, estos precios "bajos" y "altos" fueron
primero promediados, y entonces, los precios promedio fueron correlacionados por regresion
contra los diametros. Llegar a un valor promedio foe necesario porque los que realizan estimaciones
de costo de estudio usualmente no tienen suficiente information disponible para predecir el espesor
1-47
-------
de pared del conducto.
Los precios para ambos conductos de acero inoxidable aislados, circular y cuadrado,
estuvieron entre los datos recibidos. El conducto de acero aislado, circular, es de construction
"de pared doble y ensamblado en espiral", en el cual el aislante es instalado entre las paredes
interior y exterior. Los costos fueron proporcionados para ambos espesores de aislante de fibra
de vidrio, de 1 pulgada y de 3 pulgadas. Para el conducto cuadrado, los precios fueron dados
para aislante de lana de vidrio de 4 pulgadas de espesor, aplicado a la superficie exterior del
conducto. Los parametros de correlation en la Tabla 1.9 reflejan estas especificaciones.
Se recibieron precios para ambos conductos, de acero al carbon (galvanizado, pintado o
Tabla 1.10: Parametros para la Ecuacion de Costo de Codos y Compuertas de Acero [56]
Accesorio de
la Instalacion
de Conductos
Codos1
Codos
Codos-aislados3
Codos-mariposa4
Compuertas-
mariposa/aisladas5
Compuertas-persianas
Compuertas-persianas
c/ actuadores8
Compuertas de
guillotina
Material
AC galv2
Al 304
AC galv
AC galv
AC galv
AC alum7
AC alum
Acero al
Carbon
1 Codos de 90° de una sola pared, "armados",
2 Hoja de acero al carbon galvanizado
3 P.nrlnQ rip Q0°rlp narprl rlnhlp armarlnQ rnn
Tipo de
Ecuacion
Exponencial
Exponencial
Exponencial
Exponencial
Exponencial
Funcion
Potencia
Funcion
Potencia
Funcion
Potencia
sin aislante
1 ni ilnarla rip aiQl:
Parametro de
la Ecuacion
a
30.4
74.2
53.4
23.0
45.5
78.4
208.
17.2
anfp HP fihi
b
0.0594
0.0668
0.0633
0.0567
0.0597
0.860
0.791
0.825
ra rip virlrin
Rango de la
Ecuacion
/ IT\ am \
(D, in.)
6-84
6-60
3-78
4-40
4-40
18-48
18-48
3-18
4 Compuerta de mariposa manual de una sola pared del tipo "opposed blade" ("cuchilla opuesta")
5 Compuerta de mariposa manual de pared doble de "cuchilla opuesta", con 1 pulgada de aislante
de fibra de vidrio
6 Compuertas de persianas selladas el 95-98%
7 Hoja de acero al carbon "aluminizada"
8 Compuertas de persianas con actuadores electricos (controles automaticos).
aluminizado) y de acero inoxidable 304. El conducto de acero al carbon es usado en situaciones
donde el acero "medio" es aceptable, mientras que el conducto de acero inoxidable se requiere
siempre que la corriente de gas contiene altas concentraciones de sustancias corrosivas.
Los proveedores tambien dieron precios (Tabla 1.11) para conductos de plastico (FRP y
PVC). Sin embargo, para un diametro dado, este conducto es fabricado en un solo espesor de
pared, el cual varia desde aproximadamente 1/8 in. hasta 1/4 in. Consecuentemente, no se
1-48
-------
Tabla 1.11: Parametros para las Ecuaciones de Costo de Instalaciones de
Conductos de Plastico [56]
Tipo de
Conduct©
Conducto recto
Conducto recto
Codos-90°
Codos-90°
Codos-mariposa
Codos-mariposa
Codos-mariposa
c/ actuadores3
Compuertas de
guillotina
Material
PI/C1
FRP2
PVC
FRP
PVC
FRP
PVC
PVC
Tipo de
Ecuacion
Funcion
Potencia
Exponencial
Funcion
Potencia
Exponencial
Funcion
Potencia
Funcion
Potencia
Exponencial
Funcion
Potencia
Parametro de
la Ecuacion
a
0.547
11.8
3.02
34.9
10.6
35.9
299.
8.14
b
1.37
0.0542
1.49
0.0841
1.25
0.708
0.0439
1.10
Raogo de la
Ecuacion
(D, in.)
6-48
4-60
6-48
4-36
4-48
4-36
4-48
4-48
1 Cloruro de polivinilo
2 Plastico reforzado con fibra de vidrio
3 Compuertas de mariposa con actuadores neumaticos (controles automaticos). Todas las demas
compuertas listadas en esta tabla son controladas manualmente.
requiere que quien realice la estimation seleccione un espesor de pared cuando costee conductos
de plastico.
Codos: Tambien fueron presentados los precios para codos de 90° de hoja de acero y de
plastico. Los codos de hoj a de acero fueron codos en forma triangular (seccionados), fabricados
de cinco piezas de metal soldadas juntas. Igual que el conducto derecho, los codos de acero
fueron cotizados para dos espesores de pared: "minimo" y "maximo". Estos precios fueron
promediados antes de ser correlacionados por regresion contra el diametro del codo. Los precios
tambien fueron dados para codos de acero al carbon galvanizado (con y sin aislante de fibra de
vidrio de 1 pulgada) y para codos de acero inoxidable 304. Los parametros de correlation para
codos de acero estan listados en la Tabla 1.10.
Tambien fueron dados los costos para ambos codos de 90°, de PVC y de FRP. Las
«eles» dePVC fueron fabricadas de tres secciones ("inglete de tres piezas"), mientras que los
codos de FRP fueron accesorios moldeados de una sola pieza. Igual que con el conducto recto
de plastico, cada codo de un diametro dado fue fabricado en un solo espesor de pared. La Tabla
1.11 contiene los parametros de correlation para codos de plastico.
1-49
-------
Compuertas: Se obtuvieron precios para tres tipos de compuertas: de mariposa, de persianas
y de guillotina. Las compuertas de mariposa de acero al carbon galvanizado fueron cotizadas con
y sin aislante de fibra de vidrio de 1 pulgada, mientras que los precios para compuertas de persianas
de acero al carbon aluminizado fueron basados en control ya sea manual o automatico (via actuadores
electricos). Similarmente, las compuertas de mariposa de PVC fueron manuales o equipadas con
actuadores neumaticos. Ambas compuertas de guillotina, de acero al carbon y dePVC fueron
manuales. Los parametros de correlation para las compuertas de acero y de plastico se muestran
enlasTablas l.lOy 1.11, alavez.
Ejemplo: Unfiltrodetelamanejando 16,500^/min degas residual a200°F, cargado con polvo
de cocoa no corrosive, esta localizado 95 pies a un lado de, y 25 pies arriba de la fuente de
emision (un homo de secado). Se requeriran un conducto recto con cuatro codos de 90° (todos
fabricados de hoja de acero al carbon galvanizado, ensamblados en espiral) y una compuerta de
mariposa (tambien de AC galvanizado), para conducir el gas desde la fuente hasta el dispositivo
de control. Suponga que el sistema del conducto contiene aislante de 1 pulgada de espesor para
prevenir condensation. Estime el costo de estas piezas.
Solution: Primero, determine el diametro del conducto recto, de los codos y de la compuerta.
De la Tabla 1.4, la velocidad de transports minima (w() para polvo de cocoa es de 3,000^/min.
Sustituyendo este valor y la razon de flujo volumetrico de gas en la Ecuacion 1.27, obtenemos:
V/2
-«5/i-3i.7/».
Enseguida, obtenga los costos de las piezas del sistema del conducto como sigue:
Sistema de Conductos Rectos: De la Tabla 1.9, seleccione los parametros de la ecuacion para
conducto circular galvanizado ensamblado en espiral (1 pulgada de aislante) y sustituyalos y el
diametro en el tipo de ecuacion apropiado (funcion potencia, Ecuacion 1.40).
($} .„, 539.4
Costo del conducto recto — = 1.55 (31.7)0'936 -
ft
sin embargo, se requieren un total de 115ft (95 + 20) de conducto, asi:
539.4
Costo del conducto recto = —-— x 115ft = 54,531
Codos: Los parametros de correlation de la Tabla 1.10 para codos aislados de acero al carbon
1-50
-------
galvanizado son 53.4 (a) y 0.0633 (b). Sin embargo, la forma de la correlation por regresion es
exponential (Ecuacion 1.47). Asi:
Costodelcodo ($) = 53.4 e°'0633 (317) = $397 c/u.
para cuatro codos, el costo es: $397 x 4 = $1,588.
Comptierta: tambien de la Tabla 1.10, seleccione los parametros de correlation para "compuertas-
mariposa/aisladas" de acero al carbon galvanizado y sustituya en laEcuacion 1.47:
Costo de la compuerta ($) = 45.5 e°M9t (i[J) = $302
despues de sumar los tres costos anted ores, obtenemos:
Costo total del sistema del conducto = $6,421 = 56,420
1.4.1.3 Costos de la Chimenea
Los precios para chimeneas cortas de acero y de PVC fueron obtenidos de cuatro
proveedores.[57] Los costos de la chimenea de acero fueron para las frabricadas de acero al
carbon e inoxidable 304, de ambas, placay hoja de metal. Igual que con el sistema de conductos,
la diferencia entre hoja de metal y placa radica en el espesor. Para estas chimeneas, el espesor de
la hoja de metal varia de calibre 18 a 16 (0.05 a 0.06 pulgadas aproximadamente). Los espesores
de la placa de metal fueron considerablemente may ores: 0.25 a 0.75 pulgadas, un hecho que las
hace mas resistentes al viento y a otras cargas que las chimeneas fabricadas de hoja de acero.
Esto es especialmente cierto para chimeneas altas. El principal inconveniente es que las chimeneas
de placa de acero son mas costosas que las fabricadas de hoja de acero.
Otra caracteristica que aumenta el costo es el aislante. Como lo muestran los parametros
de correlation (Tabla 2.12), las chimeneas aisladas cuestan hasta tres veces mas por pie que las
no aisladas. Con o sin aislante, una tipica chimenea corta (15/r.), de acero, consiste de los
siguientes componentes:[58]
Conducto de costura longitudinal (section de 12 pies)
• Accesorio reductor (3 pies)
• Bandej a de escurrimiento
• Plato de soporte (1/4 de pulgada, soldado a la chimenea)
• Parte superior cuadrangular (para conectarla a la descarga del ventilador)
• Anillo (para sujetar los cables tensores)
1-51
-------
Las chimeneas mas altas pueden requerir componentes adicionales, tales como escaleras y
plataformas, cables tensores y luces de advertencia para las aeronaves. (Vease la Section
1.2.3.). La Tabla 1.12 enlista los parametros y ranges aplicables a las correlaciones de costos de
las chimeneas. Las correlaciones cubren chimeneas cortas dePVCy chimeneas mas altas fabricadas
de placa de acero (tipo al carbon e inoxidable 304) y de hoja de acero (aislada y sin aislar).
Excepto por tres disenos de hoja de acero de pared doble, estas chimeneas son de construction
de una sola pared. Notese que todas las correlaciones son funciones potencia. Tambien notese
que las ecuaciones se aplican a varios rangos de altura de chimenea. En todas menos una de estas
ecuaciones, el costo se expresa en $/ft de altura de chimenea. La exception es la ecuacion de
costo para chimenea de hoja de acero al carbon, aislada, de altura variando de 30 a 75 pies. En
esta ecuacion el costo esta expresado en $.
Esta ultima ecuacion de costo es diferente en otro respecto. Las otras seis ecuaciones
en la Tabla 1.12, correlacionan el costo de chimenea ($//?) con el diametro de chimenea (Ds,
in.). Sin embargo, estas si etc ecuaciones correlacionan el costo de chimenea con el area
superficial de chimenea (S^ft2), una variable que incorpora ambos, el diametro de la chimenea
y la altura de la chimenea (fi.). El area superficial se calcula via la siguiente ecuacion:
Tabla 1.12: Parametros para las Ecuaciones de Costo de Chimeneas [54]
Material
Parametros de la Eeoaeion1
a
Rango de la Ecuador)
Dim)2 If (ft)3
PVC4
Placa de AC recubierta5
Placa Al 304s
Hoja AC galvanizada7
Hoja Al 3048
Hoja AC aislada/DP9
Hoja AC no aislada/DP10
Hoja AC aislada/DP11
0.393
3.74
12.0
2.41
4.90
143.
10.0
142.
1.61
1.16
1.20
1.15
1.18
0.402
1.03
0.794
12-36
6-84
6-84
8-36
8-36
18-48
18-48
24-48
<10
20-100
20-100
<75
<75
<15
<15
30-75
Todos los costos son funciones potencia. (Vea la Ecuacion 2.44) Excepto donde se indique, los
costos se expresan en terminos de $//t de altura de chimenea.
Rango de diametro de chimenea al cual se aplica cada ecuacion.
Rango de altura de chimenea al cual se aplica cada ecuacion.
Cloruro de polivinilo.
Placa de acero al carbon con una cubierta de "shop paint' ("pintura de taller")
Placa de acero inoxidable 304.
Hoja de acero al carbon, galvanizada.
Hoja de acero inoxidable 304.
Hoja de acero al carbon aluminizado cubierta con 4 pulgadas de aislante de fibra de vidrio
(construccion de doble pared).
Hoja de acero al carbon aluminizada no aislada (construccion de doble pared).
Los costos para estas chimeneas se expresan en $, y se correlacionan con el area superficial
de la chimenea (Ss, ft2).
1-52
-------
(1.43)
v1^ /
donde
1/12 = factor de conversion del diametro de chimenea (D )
Ejemplo: Estime el costo de la chimenea del tamano disenado en el ejemplo de la Seccion
1.3.4.3.
Solution: Recuerde que las dimensiones de la chimenea eran: H =95ftyD = 2.12ft = 25.4
in. Ambas dimensiones caen dentro de los rangos de las correlaciones de costo para chimeneas
de placa de acero. Debido a que el ejemplo previo no indico si el gas residual era o no corrosive,
estimaremos los precios para ambas chimeneas, de acero al carbon y de placa de acero inoxidable
304.
Una vez sustituyendo los parametros de la ecuacion y las dimensiones de la chimenea en
la Ecuacion 1.40, obtenemos:
,,« I $\
Precio (acero al carbon) = 3.74 (25.4)U6 \— x 95 ft = 515,100
V J /
($}
Precio (inoxidable 304) = 12.0 (25.4)120 — x 95 ft = 555,300
Notese que el precio de la chimenea de acero inoxidable es casi cuatro veces el de la
chimenea de acero al carbon. En vista de esta diferencia, quien realiza la estimation necesita
obtener mas information de las propiedades de la corriente de gas residual, para que el/ella pueda
seleccionar el material de fabrication de la chimenea mas conveniente. Claramente, seria un uso
muy pobre de los fondos instalar una chimenea de acero inoxidable donde no sea necesaria.
1.4.2 Impuestos, Fletes y Costos de Instrumentation
Los cargos por impuestos (sobre venta, etc.) y por fletes, se aplican a las campanas,
sistemas de conductos y chimeneas, tal como se aplican a los dispositivos de control que soportan
estos auxiliares. Tal como se discutio en la Seccion 1, Capitulo 2, estos costos varian,
respectivamente, de acuerdo a la localization de los sistemas de ventilation y a la distancia del
sitio al proveedor. 3% (impuestos) y 5% (fletes) son valores tipicos del costo total de equipo.
Contrario a los dispositivos de control, los sistemas de ventilation generalmente no tienen
1-53
-------
instrumentacion. La exception seria un actuador electrico o mecanico de una compuerta de
mariposa o de persianas. En tal caso, sin embargo, el costo del instrumento (actuador y auxiliares),
seria incluido en el precio de la compuerta. Asi, no se incluye el costo de instrumentacion
suplementaria.
1.4.3 Costo de Eqtiipo Comprado
Con sistemas de ventilacion, el purchased equipment cost, PECt (costo de equipo
comprado), es la suma de los costos de equipo, impuestos y fletes. Incorporando los valores
tipicos listados en la Section 1.4.2, obtenemos:
PECt = ECt + 0.03f£CJ + Q.Q5(ECt)= 1.08f£CJ (1.44)
donde
ECt = costo total de la(s) campana(s), sistema de conductos y chimenea(s)
1.4.4 Costos de Installation
Cuando se hace una estimation de costo para un sistema de control de la contamination
del aire de acuerdo al procedimiento de este manual, quien realiza la estimation determina primero
el costo del dispositivo de control, luego estima los costos de tales auxiliares como la campana, el
sistema del conducto, la chimenea, el ventilador y motor y otras piezas. A estos costos, el/ella
agrega los costos de la instrumentacion, impuestos y fletes, para obtener el PEC. Finalmente,
quien realiza la estimation multiplica el PEC por el factor de instalacion apropiado al dispositivo
de control (v.g., 2.20 para absorbedores de gas), para obtener la inversion de capital total. En
estos casos, el factor de instalacion incorpora todos los costos directos e indirectos necesarios
para instalar y arrancar el equipo del sistema de control, incluyendo, por supuesto, la campana, el
sistema del conducto y la chimenea (Vease las Secciones de la 3 a la 6 para mas information
acerca de estos factores.)
Por esta razon, usualmente es necesario estimar el costo de instalacion del sistema de
ventilacion separadamente. Sin embargo, puede haber ocasiones donde una campana, una
chimenea o un sistema de conductos tenga que instalarse solo, ya sea como equipo de reemplazo
o para aumentar el sistema de ventilacion existente. En esos casos, quien realiza la estimation
puede querer estimar el costo de instalar esta pieza.
Como pudiera imaginarse, estos costos de instalacion varian considerablemente, de acuerdo
a la localization geografica, tamano y distribution del establecimiento, diseno del equipo y otras
variables diversas. No obstante, algunos de los proveedores (y un colega revisor [59]),
proporcionaron factores para campanas y sistemas de conductos, los cuales, cuando se multiplican
por sus costos de equipo comprado respectivos, produciran costos de instalacion aproximados.
1-54
-------
Estos son:
• Campanas:50alOO%
• Sistema de conductos: 25 a 50%
Si uno o ambos de estos ultimos factores es utilizado, la inversion de capital total (TCI) de
la campanay/o del sistema de conductos, seria:
TCI = (l+IFh/d) xPECh/d
donde
IFyd = factor de instalacion de la campana(/?)/si sterna de conductos (d)
PECh/d= costo de equipo comprado de la campana (/z)/sisterna de conductos (d)
1.5 Estimando el Costo Total Anual
1.5.1 Costos Directos Amiales
Los sistemas de ventilation incurren en pocos, si algunos, costos directos anuales, ya que
funcionan para soportar a los dispositivos de control. No hay costos de mano de obra de operation
o de supervision, de materiales de operation ni de tratamiento/disposicion asignados a sistemas
de ventilation. Los costos de mantenimiento tambien serian minimos, excepto por gastos menores
tales como pintura, reparation del aislante o calibration de los controles automaticos de la
compuerta. Los unicos costos de servicios serian la electricidad adicional necesaria para que la
corriente del gas residual venza a la presion estatica en la campana, sistema de conductos y en la
chimenea.3 El costo de la electricidad adicional (C , $/ano) puede calcularse como sigue:
Cc = (1.175 x 10~4) Pc d (1.46)
donde
p = precio de la electricidad ($/kwh)
Tecnicamente, este costo directo anual debe ser asignado al ventilador del sistema de extraction, no a la
campana, sistema de conductos, y chimenea. La ecuacion de potencia de ventilador sera incluida en la
section del Manual que aborde el tema de ventiladores. Sin embargo, como no se ha escrito esta section
todavia, se ha proporcionado esta ecuacion como una conveniencia temporal a los usuarios del Manual.
1-55
-------
Q = razon de fluj o de gas (fflmm reales)
F = caida de presion estatica a traves del sistema de ventilation (in. w.c.)
0 = factor de operation (hr/ano)
e = eficienciacombinadaventilador/motor
Ejemplo: En el ejemplo anterior del sistema de ventilation de la fabrica de cosmeticos
(Section 1.3.3.3), ^cual seria el costo de la electricidad consumida por el ventilador necesario
para conducir el gas a traves del sistema de conductos? Suponga un precio de la electricidad
de $0.075/kwh, una eficiencia combinada ventilador/motor de 0.6 y un factor de operation de
8,000-hr/ano.
Solution: Recuerde que la caida de presion y la razon de flujo de gas para este ejemplo eran
0.313 in. w.c. y 15,000^/minreales, respectivamente. Unavez sustituyendoestosvaloresylos
otros parametros en la ecuacion 10.40, obtenemos:
Cc = (1.175 x 10-4) (0.075) (15,000) (0.313) (8,000)70.6 = $552/ano.
1.5.2 Costos Indirectos Anuales
Los costos indirectos anuales para un sistema de ventilation incluyen a los costos de
Tabla 1.13: Ecuaciones de Calculo para Costos Indirectos Anuales
Costo Indirect© AnoaS Eqocion de Calculo
Impuestos prediales 0.01 xTCI
Seguro 0.01 xTCI
General yAdministrativos 0.02xTCI
Recuperacion de Capital CFRxTCI
impuestos prediales, seguros, generates y administrativos (G&A) y de recuperation de capital.
(No se consideran overhead (otros gastos)—un quinto costo indirecto anual—porque se ha
tornado como un factor de la suma los costos de mano de obra de operation, supervision y
mantenimientoy de los materiales de mantenimiento, el cual es despreciable). Cuandoun sistema
de ventilation es parte de un sistema de control, estos costos se incluyen en el costo indirecto
anual del sistema de control. Sin embargo, si se ha disenado el tamano y costeado el equipo de
ventilation separadamente, estos costos pueden computarse de la inversion de capital total (TO),
viafactores estandar, como sigue:
1-56
-------
El termino "GR/7" en la ecuacion de recuperacion de capital es el capital recovery factor
(factor de recuperacion de capital), el cual es una funcion de la vida economica del sistema de
ventilacion y de la tasa de interes cargada a la inversion de capital total (Vease la Seccion 1,
Capitulo 2 de este Manual para mas discusion del CRFy de la formula usada para computarlo).
Para un sistema de ventilacion, la vida economica varia de al menos 5 a 10 anos a 15 a 20
anos o mas. [60,61 ] En general, el equipo de ventilacion debe durar tanto como el sistema de
control que soporta. Tal como se discutio en la Seccion 1, Capitulo 2, la tasa de interes usada en
el calculo del CFR debe ser "una tasa de retorno marginal (real), antes del impuesto", que sea
apropiada para el inversionista. Sin embargo, para esos analisis de costos relacionadas con las
regulaciones gubemamentales, debe usarse una tasa de interes (descuento) "social" apropiada.
Para estos tipos de analisis, la Office of Management and Budget - OMB (Oficina de
Administration y Presupuesto), ordena que se use una tasa anual de interes real de 7%. [62]
(Esta reemplaza la tasa de 10% que la OMB habia ordenado previamente)
1.5.3 Costo Total Anual
El total annual cost - TAG (costo total anual) se calcula sumando los direct costs -DC
(costos directos) (DC) e indirect costs-1C (costos indirectos) anuales:
TAG = DC + 1C (1.47)
1.6 Reconocimientos
Varias firmas e individuos proporcionaron information tecnica y de costos muy Ml para
este capitulo. El mas importante de estos fue Todd N. Stine de United McGill Corporation
(Raleigh, NC), quien proporciono precios actuates para una variedad de piezas de sistemas de
conductos, asi como un catalogo exhaustivo de productos y un manual de ingenieria de disefio.
Ademas, el Sr. Stine pacientemente contesto las muchas preguntas del autor, proporcionando
datos adicionales cuando se le requirio. Samir Karandikar de EPCON Industrial Systems (The
Woodlands, TX) y Gregory P. Michaels de Piping Technology & Products (Houston, TX), tambien
fueron de mucha ayuda al proporcionar datos y responder a las preguntas.
El autor quisiera tambien agradecer a las siguientes firmas por sus valiosas contribuciones:
• Air Plastics, Inc. (Mason, OH)
• General Resource Corporation (Hopkins, MN)
• Harrington Industrial Plastics, Inc. (Chino, CA)
1-57
-------
• Intellect Systems & Marketing, Inc. (Bohemia, NY)
• Wer-Coy Metal Fabrication Co. (Warren, MI)
Ademas, varios individuos revisaron el borrador del capitulo y proporcionaron valiosas
sugerencias, informacion adicional o ambas. Los colegas revisroes de \aEPA, todos localizados
en Research Triangle Park, NC, fueron:
• JamesC.Berry (OAQPS/ESD)
• Peter A. Eckhoff (OAQPS/TSD)
• Norman Kaplan (ORD/AEERL)
• James H. Maysilles (OAQPS/ESD)
• Larry Sorrels (OAQPS/ESD)
Finalmente, Howard Goodfellow de Goodfellow Consultants, Inc. (Mississauga, Ontario,
Canada), tambien reviso esta section y proporciono comentarios utiles.
Mefereecias
[1] Goodfellow, H.D. "Ancillary Equipment for Local Exhaust Ventilation Systems". ln:Air
Pollution Engineer ing Manual New York, NY: Van Nostrand Reinhold/Air and Waste
Management Association. 1992, pp. 155-205.
[2] Burton, D. Jeff. Industrial Ventilation Work Book. Salt Lake City: DJBA, Inc. 1989.
[3 ] The Measurement Solution: Using a Temporary Total Enclosure for Capture Efficiency
Testing. Research Triangle Park, NC: U.S. Environmental Protection Agency. August
1991 (EPA-450/4-91-020), pp. 3,11.
[4] The Measurement Solution, pp. 11-29.
[5] Heinsohn, Robert Jennings. Industrial Ventilation: Engineering Principles. New
York, NY: John Wiley & Sons, Inc. 1991.
[6] Telephone conversation between William M. Vatavuk, U. S. Environmental Protection
Agency (Research Triangle Park, NC) and Todd N. Stine, United McGill Company
1-58
-------
(Raleigh, NC), May 24,1993.
[7] Thermoplastic Duct (PVC) Construction Manual, 2nd Edition 1994. Vienna, VA: Sheet
Metal and Air Conditioning Contractors' National Association, Inc. (SMACNA). May
1987, pp. 61-85.
[8] Thermoplastic Duct Construction Manual, p. 64.
[9] Burton, p. 6-7.
[ 10] Dust Control System Accessories Price List. Huntington Park, C A: Murphy-Rodgers,
Inc. July 1992.
[11] Price and Data Catalog: Standard Ductwork Components. Warren, MI: Wer-Coy
Metal Fabrication Co. 1992-93.
[ 12] Letters from Samir Karandikar, EPCON Industrial Systems (Woodlands, TX) to William
M. Vatavuk, U. S. Environmental Protection Agency (Research Triangle Park, NC). May
2 land June 9, 1993.
[13] "Double Wall Insulated Duct and Fittings." In: Sheet Metal Division Catalog. Groveport,
OH: United McGill Corporation. 1990.
[14] "Single-Wall Round and Flat Oval Duct and Fittings." In: Sheet Metal Division Catalog.
Groveport, OH: United McGill Corporation. 1990.
[15] HVAC Duct Construction Standards: Metal andFlexible. Vienna, VA: SheetMetal
and Air Conditioning Contractors' National Association, Inc. (SMACNA). 1985, pp. 2-
15 to 2-17.
[16] Wherry, T.C. andPeebles, Jerry R., "Process Control". In: Perry's Chemical Engineers'
Handbook, Sixth Edition. New York, NY: McGraw-Hill, Inc. 1984.
[17] Product catalog. Rio, WI: Gaskets, Inc. 1994.
[18] HVA C Duct Construction Standards, pp. 4-2 to 4-3.
[ 19] HVA C Duct Construction Standards, pp. 4-2 to 4-7.
[20] Letter from Howard D. Goodfellow, Goodfellow Consultants (Mississauga, Ontario,
Canada) to William M. Vatavuk, U.S. Environmental Protection Agency (Research Triangle
Park,NC). February 23, 1994.
1-59
-------
[21] Guide for Steel Stack Design and Construction. Vienna, VA: Sheet Metal and Air
Conditioning Contractors' National Association, Inc. (SMACNA). 1983.
[22] Goodfellow, pp. 192-193.
[23] Goodfellow, p. 193.
[24] Peters, Max S. and Timmerhaus, Klaus D. Plant Design and Economics for Chemical
Engineers, Third Edition. New York: McGraw-Hill, Inc., 1980, pp. 508-510.
[25] Burton, pp. 2-10 to 2-11.
[26] Burton, p. 2-11.
[27] Burton, pp. 4-5 to 4-8.
[28] Burton, p. 5-12.
[29] Burton, pp. 5-15 to 5-16.
[30] Burton, p. 5-5.
[31] Burton, pp. G-2, G-5.
[32] Burton, p. 5-18.
[33] Vatavuk, William M. andNeveril, RobertB., "Estimating Costs of Air-Pollution Control
Systems, Part III: Estimating the Size and Cost of Pollutant Capture Hoods," Chemical
Engineering, December 1, 1980, pp. Ill to 115.
[34] Telephone conversation between William M. Vatavuk, U. S. Environmental Protection
Agency (Research Triangle Park, NC) and Dennis Woll, Air Plastics, Inc. (OH), August
10, 1993.
[3 5] Telephone conversation between William M. Vatavuk, U. S. Environmental Protection
Agency (Research Triangle Park, NC) and Pat Caputo, Intellect Systems & Marketing,
Inc. (Bohemia, NY), October 22, 1993.
[36] Burton, "Chart 9".
[37] Letter from Todd N. Stine, United McGill Corporation (Raleigh, NC) to William M.
Vatavuk, U. S. Environmental Protection Agency (Research Triangle Park, NC). June 10,
1-60
-------
1993.
[38] Green, Don W. and Maloney, James O. Perry's Chemical Engineers 'Handbook, Sixth
Edition. New York, NY: McGraw-Hill, Inc. 1984.
[39] Peters, Max S. and Timmerhaus, Klaus D. Plant Design and Economics for Chemical
Engineers, Fourth Edition. New York, NY: McGraw-Hill, Inc. 1991.
[40] Engineering Design Reference Manual for Supply Air Handling Systems. Groveport,
OH: United McGill Corporation. 1992, pp. 34.
[41 ] Engineering Design Reference Manual, p. 8.
[42] Burton, "Chart 5".
[43 ] Engineering Design Reference Manual, p. 7.
[44] Burton, p. 6-6.
[45] Burton, "Chart 13".
[46] Goodfellow, p. 193.
[47] Guide for Steel Stack Design and Construction, pp. 39 to 50.
[48] Goodfellow, p. 193.
[49] Carlton-Jones, Dennis and Schneider, H.B., "Tall Chimneys," Chemical Engineer ing,
October 14, 1968, p. 167.
[50] Guideline for Determination of Good Engineering Practice: Stack Height (Technical
Support Document for Stack Height Regulations) (Revised). Research Triangle Park,
NC: U.S. Environmental Protection Agency. June 1985 (NTISPB-85-225241),p.l.
[51] Guideline for Determination of Good Engineering Practice, pp. 50-51.
[52] Guideline for Determination of Good Engineering Practice, pp. 1-2.
[53] Goodfellow, p. 194.
[54] Guide for Steel Stack Design and Construction, p. 4.
1-61
-------
[55] Hood cost data request responses from four hood vendors to William M. Vatavuk, U. S.
Environmental Protection Agency (Research Triangle Park, NC). June-July 1993.
[56] Ductwork cost data request responses from six vendors to William M. Vatavuk, U.S.
Environmental Protection Agency (Research Triangle Park, NC). May-July 1993.
[57] Stack cost data request responses from four vendors to William M. Vatavuk, U.S.
Environmental Protection Agency (Research Triangle Park, NC). May-July 1993.
[58] Op. cit., Stine- Vatavuk letter, June 10,1993.
[59] Goodfellow-Vatavuk letter.
[60] Goodfellow-Vatavuk letter.
[61] Telephone conversation between William M. Vatavuk, U. S. Environmental Protection Agency
(Research Triangle Park, NC) and Todd N. Stine, United McGill Company (Raleigh,
NC), December 10, 1993.
[62] Darman, Richard. Guidelines and Discount Ratesfor'Benefit-CostAnalysis oj^Federal
Programs (OMB Circular No. A-9 4 Revised). Washington, DC: Office of Management
and Budget. October 29,1992.
1-62
-------
EPA 452/B-02-002
3
de
-------
EPA 452/B-02-002
3.1
de de COV
-------
EPA452/B-02-002
1
William M. Vatavuk
Innovative Strategies and Economics Group, OAQPS
Grupo de Estrategias Inovadoras y Economia
U.S. Environmental Protection Agency
Agencia de Protection Ambiental de los EE.UU.
Research Triangle Park, NC 27711
William L.Klotz
Chas. T. Main, Inc.
Charlotte, NC 28224
Robert L. Stallings
Ozone Policy and Strategies Group, OAQPS
Grupo de Politica y Estrategias del Ozono
U.S. Environmental Protection Agency
Research Triangle Park, NC 27711
Septiembredel999
-------
Coeteeido
1.0 Introduction 1-3
1.1 Tipos de Adsorbedores 1-3
1.1.1 Unidades de Lecho Fijo 14
1.1.2 Unidades con Recipientes de Carbon Desechables 1-6
1.2 Procedimiento de Diseno 1-12
1.2.1 ParametrosparaDisenarelTamano 1-13
1.2.2 Determinando los Tiempos de Adsorciony deDesorcion 1-14
1.2.3 Estimando los Requerimientos de Carbon 1-16
1.2.3.1 Resumen de los Procedimientos de Estimation de Carbon 1-16
1.2.3.2 Procedimiento de Estimation de Carbon Utilizado en el Manual 1-16
1.3 Estimando la Inversion de Capital Total 1-18
1.3.1 Sistemasde Lecho Fijo 1-18
1.3.1.1 Costo del Carbon 1-18
1.3.1.2 Costo delRecipiente 1-19
1.3.1.3 Costo Total de Equipo Comprado 1-22
1.3.1.4 Inversion de Capital Total 1-23
1.3.2 Sistemas de Unidades de Recipientes de Carbon Desechables 1-24
1.4 Estimando el Costo Total Anual 1-26
1.4.1 Costos Directos Anuales 1-26
1.4.1.1 Vapor 1-26
1.4.1.2 AguadeEnfriamiento 1-27
1.4.1.3 Electricidad 1-27
1.4.1.4 Reemplazo del Carbon 1-30
1.4.1.5 Disposition de Residues Solidos 1-31
1.4.1.6 ManodeObrade Operationy Supervision 1-32
1.4.1.7 ManodeObrayMaterialesdeMantenimiento 1-32
1.4.2 Costos Indirectos Anuales 1-32
1.4.3 RecuperationdeCreditos 1-33
1.4.4 Costo Total Anual 1-34
1.4.5 ProblemadeEjemplo 1-34
Referencias 142
1-2
-------
1.0 Introduction
En el control de la contamination del aire, la adsorcion se emplea para remover compuestos
organicos volatiles (COVs) de corrientes de gas con baja o media concentration, cuando deba
alcanzarse alguna concentration restringida de salida y/o se desea la recuperation del CO V. La
adsorcion misma es un fenomeno en donde las moleculas de gas que pasan a traves de un lecho de
particulas solidas son selectivamente retenidas ahi por fuerzas de atraccion, las cuales son mas
debiles y menos especificas que las de las uniones quimicas. Durante la adsorcion, una molecula
de gas emigra desde la corriente de gas hacia la superficie del solido donde es retenida por
atraccion fisica, liberando energia—el "calor de adsorcion", el cual excede o iguala al calor de
condensation. La capacidad de adsorcion del solido tiende a incrementarse con la concentration
de la fase gas, el peso molecular, la difusividad, la polaridad y el punto de ebullition. Algunos
gases forman verdaderas uniones quimicas con los grupos adsorbentes de la superficie. A este
fenomeno se le conoce como "quimisorcion".
La mayoria de los gases ("adsorbatos") pueden ser removidos ("desorbidos") del
adsorbente calentando hastaunatemperatura suficientemente alta, usualmente
por medio de vapor o (cada vez mas) con gases calientes de combustion, o reduciendo la presion
a un valor suficientemente baj o (desorcion por vacio). Las especies fisicamente adsorbidas en los
poros mas pequenos del solido y las especies quimisorbidas pueden requerir temperaturas mas
bien altas para ser removidas y, para todos los propositos practices, no pueden ser desorbidos
durante la regeneration. Por ejemplo, aproximadamente de 3 a 5 por ciento de los organicos
adsorbidos sobre carbon activado virgen es quimisorbido o fuertemente adsorbido fisicamente y
es dificil de desadorber durante la regeneration. [1]
Los adsorbentes utilizados en gran escala incluyen al carbon activado, silica gel, alumina
activada, zeolitas sinteticas, tierra de fuller y otras arcillas. Esta section esta orientada hacia el uso
del carbon activado, un adsorbente comunmente utilizado para COVs.
1.1 Tipos de Adsorbedores
En la recoleccion de gases se utilizan cinco tipos de equipos de adsorcion: (1) Lechos
fijosregenerables; (2) latas desechables/regenerables; (3) adsorbedores de traveling bed (lecho
movible); (4) adsorbedores de lecho fluidizado; y (5) casasdebolsascromatograficas.[2] De
estas, las mas comunmente utilizadas en el control de la contamination del aire son los tipos de
lecho fij o y de cannister (recipiente de carbon desechable). Esta section trata solo las unidades
de lecho fij o y de recipientes de carbon desechables.
1-3
-------
1.1.1 Ueidades de Lecho Fij o
En las unidades de lecho fijo el tamano puede ser disenado para controlar corrientes
continuas que contienen CO V sobre un amplio rango de relaciones de fluj o, que van desde varies
cientos hasta varies cientos de miles de pies cubicos por minuto (/F/min). La concentration de
CO V de corrientes que pueden ser tratadas por adsorbedores de lecho fij o pueden ser tan baj as
como varias partes por billon por volumen (ppbv), en el caso de algunas sustancias quimicas
toxicas, o tan altas como 25% del limite inferior de explosividad (LIE) del COV. (Para la mayoria
de los COVs, el LIE varia desde 2,500 hasta 10,000 ppmv. [3])
Los adsorbedores de lecho fijo pueden ser operados ya sea de modo intermitente o
continuo. En la operation intermitente, los adsorbedores remueven COV durante un tiempo
especificado (el "tiempo de adsorcion"), el cual corresponde al tiempo durante el cual la fuente
controlada esta emitiendo COV. Despues de que el adsorbedor y la fuente son apagados (v.g.,
durante la noche), la unidad comienza el ciclo de desorcion durante el cual el COV capturado es
removido del carbon. Estecicloalavez, consistedetrespasos: (1) regeneracion del carbon por
calentamiento, generalmente pasando vapor a traves del lecho en direction opuesta al fluj o del
gas; *(2) secado del lecho, con aire comprimido o con un ventilador; y (3) enfriamiento del lecho
hasta su temperatura de operation por medio de un ventilador. (En la mayoria de los disenos, el
mismo ventilador puede utilizarse por ambos, el secado y el enfriamiento del lecho). Al final del
ciclo de desorcion (el cual usualmente dura de 1 a 1 !/2 horas), la unidad permanece en pausa hasta
que la fuente arranca de nuevo.
En la operation continua, un lecho de carbon regenerado esta siempre disponible para la
adsorcion, de modo que la fuente controlada puede operar continuamente sin paros. Por ejemplo,
pueden proporcionarse dos lechos de carbon: mientras uno esta adsorbiendo el segundo esta
desorbiendo/en pausa. Como cada uno de los lechos debe ser lo suficientemente grande para
manejar todo el flujo de gas mientras adsorbe, debe proporcionarse el doble del carbon que en
un sistema intermitente manej ando el mismo fluj o. Si el ciclo de desorcion es significativamente
mas corto que el ciclo de adsorcion, puede ser mas economico tener tres, cuatro o aun mas lechos
operando en el sistema. Esto puede reducir la cantidad de capacidad extra de carbon necesaria
o puede proporcionar algunos beneficios adicionales, relatives al mantenimiento de un contenido
bajo de COV en el efluente. (Ver Section 1.2 parauna discusion mas completa de esto).
En la Figura 1.1 se muestra un sistema adsorbedor tipico de dos lechos, operado
continuamente. Uno de los dos lechos esta siempre adsorbiendo, mientras que el otro esta
desorbiendo/en pausa. Tal como se muestra aqui, el gas cargado de COV entra al recipiente #1
a traves de la valvula A, pasa a traves del lecho de carbon (que se muestra sombreado) y sale a
traves de la valvula B, desde donde pasa a la chimenea. Mientras tanto, el recipiente #2 esta en el
ciclo de desorcion. Entra vapor a traves de la valvula C, fluye a traves del lecho y sale a traves de
i
A pesar de que el vapor es el regenerante mas comunmente utilizado, hay situaciones donde no deberia
1-4
-------
Cubiertas o conexiones directas a fuentes de emisiones de punto
La descarga de
aire pruificado
Extractor
Decantador,
columna de
destilacion
^
Condensador
1 Solvente
', recuperado
Figtira 1.1: Tipico, Sistema Adsorbedor de Carbon de Lecho Fijo de Dos Lechos,
Continuamente Operado.
la valvula D. La mezcla vapor-CO V pasa a un condensador, donde agua de enfriamiento condensa
toda la mezcla. Si parte del COV es inmiscible en agua, entonces el condensado pasa a un
decantador, donde las capas de COV y de agua son separadas. La capa de COV es conducida
a almacenamiento. Si esta impura, puede recibir purification adicional por destilacion. Dependiendo
de su calidad, (v.g., cantidad de organicos disueltos), la capa de agua es usualmente descargada a
una planta de tratamiento de agua residual.
Una vez que el paso del vapor ha si do completado, se cierran las valvulas C y D y se abre
la valvula E, para permitir que entre aire para secar y enfriar el lecho. Despues de que se hace
esto, el lecho es puesto en pausa hasta que el recipiente #1 alcanza el fin de su ciclo de adsorcion.
En este momenta, el gas cargado de COV es enviado al recipiente #2, mientras que el recipiente
#1 comienza su ciclo de desorcion y se repite todo el proceso anterior.
1-5
-------
En la Figura 1.1, el ventilador del sistema se muestra instalado antes del recipiente, aunque
puede colocarse despues. Ademas, en esta figura no se muestran las bombas necesarias para
traer el agua de enfriamiento al condensador. Ni se describen las bombas del solvente que
conducen al COV condensado a almacenamiento. Tambien estan ausentes los equipos de
preacondicionamiento utilizados para enfriar, deshumidificar o remover particulado del gas de
entrada. Tal equipo puede o no ser necesario, dependiendo de la condition de los gases de
entrada. En cualquier caso, el equipo de preacondicionamiento no sera cubierto en este capitulo.
1.1.2 Ueidades con Recipientes de Carbon Desechables
Los adsorbedores tipo recipiente de carbon desechable originalmente se referianan a
envases retomables relativamente pequenos, tales comotambores de 55 galones. Los adsorbedores
tipo recipiente de carbon desechable difieren de las unidades de lecho fijo, en que estan normalmente
limitados a controlar corrientes de gas intermitentes, de baj o volumen (tipicamente 1 OO^/min,
maximo), tales como aquellas emitidas por los venteos de tanques de almacenamiento, donde la
economia sugiere que son apropiadas ya sea la regeneration por contrato o los recipientes de
carbon desechables. Los recipientes de carbon desechables de carbon no son disenadas para la
desorcion en el sitio. Sin embargo, el carbon puede ser regenerado en una planta central. El
termino recipiente de carbon desechable, esta pasando a ser algo equivoco, ya que mucho del
crecimiento en la industria se lleva a cabo en recipientes mas grandes sin capacidades de
regeneracion. Calgon reporto information en sistemas estandares tan grandes como 8,000 cfm y
capacidades de carbon de 2,000 libras; TIGG Corporation reporto sistemas tan grandes como
30,000 cfm.
Una vez que el carbon alcanza un cierto contenido de COV, se para la unidad, se reemplaza con
otra y se desecha, se regresa a una planta de reclamation o se regenera en una planta central.
Cada unidad con recipiente de carbon desechable consiste de un recipiente, carbon activado,
conexiones de entrada y de distribution que conducen al lecho de carbon y una conexion de salida
para la corriente de gas purificado. [4] En un diseno (Ventsorb® de Calgon), 180 libras de carbon
se instalan sobre un lecho de grava de 8 pulgadas, dentro de un tambor de 55 galones con un
recolector intemo. El tipo de carbon utilizado depende de la naturaleza del COV a ser tratado.
En teoria, una unidad con recipiente de carbon desechable permaneceria en servicio mas
tiempo que el que una unidad regenerable estaria en su ciclo de adsorcion, debido a una mayor
capacidad teorica del carbon fresco comparado con el carbon regenerado en el sitio. La vida de
servicio esta basada en un factor de servicio determinado por la relation de la capacidad teorica
a la capacidad de trabajo. La determination de los factores de servicio ayuda a evitar que se
exceda la concentration de salida permisible. En realidad sin embargo, una practica pobre
deoperacion puede ocasionar que el recipiente de carbon desechable permanezca conectada
hasta que el carbon este cerca de o en saturation. Esto es porque: (1) el carbon (y frecuentemente
el recipiente), probablemente sera desechado, asi que hay la tentacion de operar hasta que el
1-6
-------
carbon esta saturado; y (2) contrario a las unidades de lecho fij o, cuyas concentraciones de salida
de COV son usualmente monitoreadas continuamente (via detectores de ionizacion de flama,
tipicamente), los recipientes de carbon desechables usualmente no son monitoreadas. El
mantenimiento adecuado de registros y el monitoreo periodico del nivel de saturation, pueden ser
apoyados por una modelacion de la vida del lecho proporcionada por los proveedores, para
asegurar que el reemplazo de las latas ocurre con suficiente frecuencia y que no ocurre la saturation.
En equilibrio, la cantidad de gas que es adsorbido sobre el carbon activado, es una funcion
de la temperatura y presion de adsorcion, de las especies quimicas siendo adsorbidas y de las
caracteristicas del carbon, tales como el tamano de particula del carbon y la estructura de los
poros. Para una combination dada de adsorbente-COV a una temperatura dada, puede
construirse una isoterma de adsorcion, la cual relaciona la masa de adsorbato por unidad de peso
de adsorbente ("adsortividad de equilibrio"), a la presion parcial del COV en la corriente del gas.
La adsortividad se aumenta con incrementos de la presion parcial del COV y decrece con aumentos
de temperatura.
En la Figura 1.2 esta trazada una familia de isotermas de adsorcion teniendo la forma
tipica de la adsorcion sobre carbon activado. Esta y otras isotermas cuyas formas son convexas
hacia arriba en todo el rango, son designadas isotermas "Tipo I". La isoterma de Freundlich, la
cual puede ser ajustada a una portion de una curva Tipo I, es comunmente utilizada en el diseno
industrial. [2]
We=kPm (1.1)
donde
we = adsortividad de equilibro (Ib adsorbato//5 adsorbente)
P = presion parcial del COV en la corriente del gas (psid)
k,m = parametros empiricos
El tratamiento de la adsorcion de mezclas de gases es compleja y esta mas alia del proposito de
este capitulo. Excepto donde los COV en estas mezclas tienen isotermas de adsorcion casi
identicas, un COV en una mezcla tendera a desplazar a otro en la superficie del carbon.
Generalmente, los CO Vs con presiones de vapor mas baj as desplazaran a aquellos con presiones
de vapor mas altas, resultando en que los anteriores desplazan a los ultimos previamente adsorbidos.
Asi, durante el curso del ciclo de adsorcion, la capacidad del carbon por un constituyente de
presion de vapor mas alta decrece. Este fenomeno debe ser considerado al determinar el tamano
del adsorbedor. Para ser conservador, uno normalmente basaria los requerimientos del ciclo de
adsorcion en el componente menos adsorbible en una mezcla y el ciclo de desorcion en el
componente mas adsorbible. [1]
La adsortividad de equilibro es la cantidad maxima de adsorbato que el carbon puede
retener a una temperatura y presion parcial de COV dadas. En los sistemas de control reales
donde no hay dos lechos operando en serie, sin embargo, nunca se permite a todo el lecho de
1-7
-------
o>
.g
o
CO
T3
co
o>
-!-•
CO
.g
o
co
T3
CO
.Q
o
CO
E
5
*&_
.Q
O"
LU
(Nota:Ti
-------
Los datos de adsortividad para ciertos COVs fUeron obtenidos de la Corporation Calgon,
un proveedor de carbon activado. [6] El proveedor presenta los datos de adsortividad en dos
formas: un conjunto de graficas mostrando las isotermas de equilibrio [6] y, comouna modification
de la ecuacion Dubinin-Radushkevich (D-R), una ecuacion semi-empirica que predice la
adsortividad de un compuesto basada en su potencial de adsorcion y en su polarizabilidad. [7] En
este Manual, la ecuacion D-R modificada es referida como el polinomio Calgon de quinto orden.
Los datos mostrados en las graficas Calgon [6] han sido ajustados a la ecuacion de Freundlich.
En la Tabla 1.1 se muestran los parametros de Freundlich resultantes para un numero limitado de
sustancias quimicas. Los adsorbatos listados incluyen aromaticos (v.g. benceno, tolueno), alifaticos
dorados (dicloroetano) y una cetona (acetona). Sin embargo, la lista dista mucho de ser inclusiva.
Notese que esta listado un rango de presiones parciales para cada conjunto de parametros,
kym. (Nota: En un caso (m-xileno), la isoterma fue tan curvilinea que tuvo que ser dividida en
dos partes, cada una con un conjunto diferente de parametros). Este es el rango en el cual se
aplican los parametros. La extrapolation mas alia de este rango —especialmente en el extremo
alto—puede introducir inexactitud en la adsortividad calculada.
Pero la extrapolation en el extremo alto puede no ser necesaria, como se mostrara
enseguida. En la mayoria de las aplicaciones de control de la contamination del aire, la presion del
sistema es aproximadamente una atmosfera (14.696psia). El extremo mas alto de los rangos de
presion parcial en la Tabla 1.1 va de 0.04 a 0.05 psia. De acuerdo con la Ley de Dalton, a una
presion total del sistema de una atmosfera, esto corresponde a una concentration de adsorbato en
el gas residual de 2,720 a 3,400 ppmv. Ahora, tal como se discutio en la Section 1.1, la
concentration de adsorbato es usualmente mantenida a 25% del limite inferior de explosividad
(LIE).2 Para muchos COVs, el LIE varia desde 1 a 1.5% en volumen, asi que el 25% del LIE
seria de 0.25 a 0.375% o de 2,500 a 3,750 ppmv, lo cual se aproxima al extremo alto de los
rangos de presion parcial de la Tabla 1.1.
Finalmente, cada conjunto de parametros se aplica a una temperatura de adsorcion fij a,
variando desde 77° hasta 104° F. Estas temperaturas reflej an las condiciones tipicas de operation,
aunque la adsorcion puede tomar lugar a temperaturas tan baj as como 32°F y aun mas altas que
104°F. A medida que la temperatura de adsorcion se incrementa a niveles mas altos, sin embargo,
la adsortividad de equilibrio decrece a tal grado que la recuperation de COV por adsorcion con
carbon puede volverse economicamente impractica.
El polinomio Calgon de quinto orden es algo mas exacto que los parametros de Freundlich
de la Tabla 1.1. El polinomio contiene un parametro de temperatura y le permite a uno estimar las
isotermas de adsorcion para compuestos no mostrados en la Tabla 1.1, si se dispone de datos de
los componentes puros. Los datos requeridos de los componentes puros son la presion de
saturation, el volumen molar liquido y el indice refractive. Es sin embargo, algo mas complej o de
usar que la ecuacion de Freundlich. El polinomio Calgon de quinto orden es como sigue:
1-9
-------
Tabla 1.1: Parameteros para Isotermas de Adsorcion Seleccionadas [6]a
Adsorbato
Benceno
Clorobenceno
Ciclohexano
Dicloroetano
Fenol
Tricloroetano
Clorurodevinilo
m-Xileno
Acrilonitrilo
Acetona
Tolueno
Temp (°F)
Adsoreion
77
77
100
77
104
77
100
77
77
100
100
77
Parameteros de Sa
Isotherm
k
0.597
1.05
0.505
0.976
0.855
1.06
0.200
0.708
0.527
0.935
0.412
0.551
m
0.176
0.188
0.210
0.281
0.153
0.161
0.477
0.113
0.0703
0.424
0.389
0.110
Rango de Sa Ssotermab
(psia)
0.0001-0.05
0.0001-0.01
0.0001-0.05
0.0001-0.04
0.0001-0.03
0.0001-0.04
0.0001-0.05
0.0001-0.001
0.001-0.05
0.0001-0.015
0.0001-0.05
0.001-0.05
a Cada isotherma es de la forma We=kPp. (Ver el texto para la definition de los terminos.) Los datos son para
adsorcion de carbon Calgon tipo "BPL"
b Las ecuaciones no deben ser extrapoladas fuera de estos rangos.
La carga masica, we, es calculada de
0.01 G
V
MW
ads
(1.2)
donde
w
G
Vm
MW, =
ads
carga de masa, v.g., adsortividad de equilibrio (g de adsorbato por g
de carbon)3
carga de carbon en equilibrio (cm3 de adsorbato liquido por 100 g de
carbon)
volumen molar liquido del adsorbato (cm3 por g-mol).
pesomolecular del adsorbato
Note que los terminos en la Ecuacion 1.2 estan dados en unidades metricas y no Inglesas.
Esto ha si do hecho porque la carga de carbon, G, es calculada de una ecuacion de regresion en la
cual todos los terminos estan expresados en unidades metricas. Esta ecuacion para G es el
polinomio Calgon de quinto orden:
No obstante, la Aseguradora Factory Mutual ha informado que permitira la operation hasta a 50% del
LIE, si un monitoreo de COV apropiado es utilizado.
1-10
-------
log10(G) = A0 + AJ + A2Y2 + AJ3 + AJ4 + ASY5 (1.3)
donde
AQ = 1.71
Al = -1.46 x IQ-2
A2 = -1.65 x 1Q-3
A3 = -4.11 x IQ-4
A4 = +3.14xlO-5
A5 = -6.75 x 10-7
y Fes calculada de varias ecuaciones, las cuales siguen.
El primer paso en el calculo de Fes calcular P. Esto puede hacerse calculando el
potencial de adsorcion:
(1.4)
donde
R = 1.987(caloriasporg-mol-K)
T = temperatura absoluta (K)
P = presion de vapor del adsorbato a la temperatura T(kPa)
P. = presion parcial del adsorbato (kPa).
La % es calculada de:
(2.303 RVm)
Substituyendo por, en la ecuacion anterior, % puede altemativamente ser calculada de4
Ml, I M
X = — Wo 7- (1.6)
3
Esto, por supuesto, es igual a Ib de absorbato por Ib de carbon.
1-11
-------
El siguiente paso en el calculo de Fes calcular la polarizabilidad relativa, F.
r^ Jr o-7)
0
donde
0. = polarizabilidad del componente/poruni dad devolumen, donde el
componente / es el adsorbato
0 = polarizabilidad del componente o por unidad de volumen, donde el
componente o es el componente de referencia, n-heptano.
Para el adsorbato o el compuesto de referencia, utilizando el indice refractive apropiado del
adsorbato, n, la polarizabilidad es calculada de:
(1.8)
n2 + 2
Una vez que % y Fson conocidas, Fpuede ser calculada de:
(1.9)
Calgon tiene tambien una forma patentada de septimo orden en la cual se han agregado
dos coeficientes adicionales al polinomio Calgon de quinto orden, pero se ha reportado que el
grado de ajuste mejora solo modestamente.[7] Fuentes adicionales de datos de isotermas incluyen
a los proveedores de carbon activado, manuales (tales como el Perry's Chemical Engineer's
Handbook, Manual de Perry de Ingenieria Quimica), y la literatura.
1.2 Procectimiento de Diseflo
1.2.1 Parametros para Disefiar el Tamafio
Los datos recibidos de los proveedores de adsorbedores indican que el tamano y el costo
de equipo comprado de un sistema adsorbedor de carbon de lecho fijo o de recipiente de carbon
desechable dependen primariamente de cinco parametros:
4 Altemativamente, si los valores disponibles para T, Pt Pf y Vm estan en unidades Inglesas, pueden
ser substituidas en esta ecuacion sin conversion. Sin embargo, para hacer el resultado
1-12
-------
El flujo volumetrico del gas cargado de COV pasando a traves del(los) lecho(s) de
carbon;
La cargas de masa de entrada y salida de COV de la corriente de gas;
El tiempo de adsorcion (v.g,. el tiempo que un lecho de carbon permanece en linea para
adsorber COV antes de ser sacado de linea para la desorcion del lecho);
La capacidad de trabaj o del carbon activado en sistemas regenerativos o la capacidad de
equilibrio en caso de sistemas no regenerativos.
La humedad de la corriente de gas, especialmente en el efecto de la humedad sobre la
capacidad en relacion a los halogenos.
Ademas, el costo podria tambien ser afectado por otras condiciones de la corriente, tales
como la presencia/ausencia de cantidades excesivas de particulado, humedad u otras sustancias,
las cuales requeriiian el uso de pretratamiento extensive y/o de materiales de construction resistentes
a la corrosion.
El costo de equipo comprado depende en gran medida del flujo volumetrico (usualmente
medido en/F/min actuates, acfrri). El fluj o, a su vez, determina el tamano de los recipientes que
alojan al carbon, de las capacidades del ventilador y del motor necesarios paratransportar al gas
residual a traves del sistema y del diametro de los conductos.
Son tambien importantes las cargas de entrada y de salida de COV de la corriente del
gas, el tiempo de adsorcion y la capacidad de trabaj o del carbon. Estas variables determinan la
cantidad y costo del carbon cargado inicialmente al sistema y, a su vez, el costo de reemplazar ese
carbon despues de que esta agotado (tipicamente, cinco anos despues del arranque). Mas aun, la
cantidad de la carga del carbon afecta el tamano y el costo del equipo auxiliar (condensador,
decantador, ventilador de secamiento del lecho/ventilador de enfriamiento), porque las dimensiones
de estos articulos estan ligados a la cantidad de COV removido del lecho. La cantidad de carbon
tambien tiene una relacion en el tamano y costo del recipiente.
Un proveedor de adsorbedores de carbon [8] suministro datos que ilustran la dependencia
del costo del equipo con la cantidad de carga de carbon. Los costos fueron obtenidos para
adsorbedores de lecho fij o al disenar tamano para manej ar tres relaciones de fluj os de gas en el
rango de 4,000 a 100,000 scftn y para tratar concentraciones de entrada de COV (tolueno), de
500 y 5,000 ppm. Se supuso que cada adsorbedor tiene un tiempo de adsorcion de ocho horas.
Como uno podria esperar, los costos de equipo de unidades manej ando may ores relaciones de
fluj o de gas, fueron may ores que aquellas manej ando menores relaciones de fluj o de gas. Igualmente,
1-13
-------
a cada relation de fluj o de gas, las unidades dimensionadas para tratar las corrientes con 5,000
ppm de COV tuvieron mayores costos de equipo que aquellas dimensionadas para tratar la
concentration de 500 ppm. Estas diferencias de costos variaron desde 23 a 29% y promediaron
27%. Estos costos mayores fiieron parcialmente necesarios para pagar el carbon adicional requerido
para tratar las corrientes de mayores concentraciones. Pero algunos de estos costos mayores
fueron tambien necesarios para agrandar los recipientes del adsorbedor para acomodar al carbon
adicional y para el acero estructural anadido para soportar los recipientes mas grandes. Tambien
fueron necesarios condensadores, decantadores, bombas de agua de enfriamiento, etc., mas
grandes, para tratar las corrientes mas concentradas. (Ver Section 1.3.)
La carga de entrada de COV es fijada por los parametros de la fuente, mientras que la
carga de salida es fijada por el limite de emision de COV. (Por ejemplo, en muchos estados, la
concentration promedio de salida de COV de los adsorbedores no puede exceder de 25 ppm.)
1.2.2 Determieaedo los Tiempos de Adsorcion y de Desorcion
Los tiempos relatives para adsorcion y desorcion y la configuration del lecho del adsorbedor
(v.g., sea que se utilicen lechos de adsorcion simples o multiples y en serie o en paralelo), establecen
el perfil del ciclo de adsorcion/desorcion. El perfil del ciclo es importante al determinar los
requerimientos de carbon y del recipiente y al establecer los requerimientos de equipo auxiliar de
desorcion y de servicios. Un ejemplo ilustrara. En el caso mas simple, un adsorbedor controlaria
un proceso el cual emite una cantidad relativamente pequena de COV intermitentemente —digamos,
durante un tumo de 8 horas por dia. Durante las restantes 16 horas, el sistema estaria desorbiendo
o en pausa. Apropiadamente dimensionado, tal sistema requeririaunicamente un solo lecho, el
cual contendria suficiente carbon para tratar el equivalente de ocho horas de flujo de gas a la
concentration, temperatura y presion de entrada especificadas. Se necesitarian lechos multiples
operando en paralelo para tratar fluj os grandes de gas (>100,000 acfm, generalmente) [8], ya
que hay limites practices a las dimensiones a las que pueden construirse los recipientes adsorbedores.
Pero, independientemente de que fueran utilizados ya sea un solo lecho o lechos multiples, el
sistema solo estaria en linea parte del dia.
Sin embargo, si el proceso estuviera operando continuamente (24 horas), tendria que
instalarse un lecho extra de carbon para proporcionar capacidad adsortiva durante el tiempo que
el primer lecho este siendo regenerado. La cantidad de esta capacidad extra debe depender del
numero de lechos de carbon que estarian adsorbiendo en cualquier momento, de la longitud del
periodo de adsorcion en relation al periodo de desorcion, y de que los lechos estuvieran operando
ya sea en serie o en paralelo. Si un lecho estuviera adsorbiendo, un segundo lecho seria necesario
para entrar en linea cuando el primero fue parado para la desorcion. En este caso, seria necesario
100% de capacidad extra. Similarmente, si cinco lechos en paralelo estuvieran operando en un
ciclo de adsorcion escalonado, solamente un lecho extra seria necesario y la capacidad extra seria
20% (v.g., 1/5)—siempre que, por supuesto, el tiempo de adsorcion fuera al menos cinco veces
1-14
-------
tan largo como el tiempo de desorcion. La relacion entre tiempo de adsorcion, tiempo de desertion
y capacidad extra requerida puede ser generalizada.
MC=MJ (1.10)
donde
McMcd= cantidades de carbon requeridas para control continuo o intermitente de
una fuente dada, respectivamente (Ibs)
/ = factor de capacidad extra (sin dimension)
Esta ecuacion muestra la relacion entre Mc yMCI. En la Section 1 .2.3 se muestra como calcular
estas cantidades.
El factor,/ esta relacionado con el numero de lechos adsorbiendo (NA) y desorbiendo
(ND) en un si sterna continuo como sigue:
a.")
(Nota: N. es tambien el numero de lechos en un sistema intermitente que estarian adsorbiendo en
A
cualquier momento dado. El numero total de lechos en el sistema seriaTV. + Nrr)
A LJ
Puede demostrarse que el numero de lechos desorbiendo requeridos en un sistema continuo
(ND) esta relacionado con el tiempo de desorcion (6^), el tiempo de adsorcion (6^), y el numero
de lechos adsorbiendo, como sigue:
(Nota: QD es el tiempo total necesario para la regeneration, secado y enfriamiento del lecho.)
For ejemplo, para un tiempo de adsorcion de ocho horas, en un sistema de si etc lechos operado
continuamente (seis adsorbiendo, uno desorbiendo), ^tendria que ser 1-1/3 horas o menos (8
horas/6 lechos). De otro modo, tendrian que agregarse lechos adicionales para proporcionar la
suficiente capacidad extra durante la desorcion.
1-15
-------
1.2.3 Estimaedo los Reqtierimieetos de Carbon
1.2.3.1 Resumen de los Procedimientos de Estimation de Carbon
La obtencion de los requerimientos de carbon (M oM ) no es tan directa como la
determination de los otros parametros de diseno del adsorbedor. Durante la estimation de la
carga de carbon, la sofisticacion del enfoque utilizado depende de los datos y herramientas de
calculo disponibles.
Un enfoque para la obtencion de los requerimientos de carbon es uno riguroso, el cual
considera los fenomenos de transferencia de energia y de masa en estado inestable ocurriendo en
el lecho del adsorbente. Tal procedimiento involucra necesariamente un numero de suposiciones
al formular y resolver el problema. Tal procedimiento esta mas alia del proposito de este Manual
en este momento, aunque trabajo actual en la,EPA esta abordando este enfoque.
En la preparation de esta section del Manual, hemos adoptado un procedimiento practice
para estimar el requerimiento de carbon. Este procedimiento, aunque es aproximado por
naturaleza, parece tener la aceptacion de los proveedores y del personal de la profesion. En
ocasiones es empleado por los proveedores de adsorbedores para hacer estimaciones aproximadas
del requerimiento de carbon y es relativamente simple y facil de utilizar. Normalmente produce
resultados incorporando un margen de seguridad, el tamano del cual depende de la profundidad
del lecho (los lechos cortos tendrian menos de un margen de seguridad que los lechos profundos),
de la efectividad de la regeneration, del adsorbato particular y de la presencia o ausencia de
impurezas en la corriente siendo tratada.
1.2.3.2 Procedimiento de Estimation de Carbon Utilizado en el Manual
El procedimiento pratico de estimation de carbon estabasado en la "capacidad de trabajo"
(We, Ib COV/lb carbon). Esta es la diferencia por unidad de masa de carbon entre la cantidad de
COV en el carbon al final del ciclo de adsorcion y la cantidad remanente en el carbon al final del
ciclo de desorcion. No debe confundirse con la "capacidad de equilibrio" (We) definida antes en
la Section 1.1.3. Recuerdese que la capacidad de equilibrio mide la capacidad del carbon activado
virgen cuando el COV ha estado en contacto con el (a una temperatura y presion partial constantes),
durante el tiempo suficiente para alcanzar el equilibrio. En el diseno de adsorbedores, no seria
viable permitirle al lecho alcanzar el equilibrio. Si asi fuera, la concentration de salida se incrementaria
rapidamente mas alia de la concentration de salida permisible (o "de saturation"), hasta que la
concentration de salida alcanzara a la concentration de entrada. Durante este periodo el adsorbedor
estaria violando el limite de emision.
La capacidad de trabajo es alguna fraction de la capacidad de equilibrio. Igual que la
adsortividad de equilibrio, la capacidad de trabajo depende de la temperatura, de la presion
1-16
-------
parcial de COV y de la composition de COV. La capacidad de trabaj o tambien depende de la
relation de flujo y de los parametros del lecho de carbon.
La capacidad de trabaj o, junto con el tiempo de adsorcion y la carga de COV de entrada,
es utilizada para computar el requerimiento de carbon para un adsorbedor de carbon desechable
o para un adsorbedor de lecho fij o operado intermitentemente como sigue:
donde
mmc = Carga de COV de entrada (Ib/h)
Combinando esta con las Ecuaciones 1 . 1 0 y 1 . 1 1 produce la ecuacion general para la estimation
de la carga total de carbon del si sterna para un si sterna operado continuamente:
Los valores para wc pueden obtenerse del conocimiento de las unidades operando. Si no hay
valor disponible para wc para el COV (o mezcla de COV) en duda, la capacidad de trabaj o
puede ser estimada como 50% de la capacidad de equilibrio, como sigue:
^c - O-Sw.^; (1.15)
donde
if = la capacidad de equilibrio (Ib COV/Ib carbon) tomadas en la entrada
del adsorbedor (v.g., el punto de maxima concentration de COV).
(Nota: Siendo conservadores, esta cifra de 50% debe disminuirse si cualquiera de los siguientes
factores estan involucrados: ciclos de desorcion cortos, constituyentes con presiones de vapor
muy altas, altos contenidos de humedad, cantidades significativas de impurezas o COVs dificiles
de desorber. Ademas, la presencia de impurezas en la corriente de COV de entrada fuertemente
adsorbidas, puede acortar la vida del carbon significativamente.)
Como lo muestra la Ecuacion 1 . 1 4, el requerimiento de carbon es directamente proportional
al tiempo de adsorcion. Esto tenderia a indicar que un sistema podria ser disenado con un tiempo
de adsorcion mas corto para minimizar el requerimiento de carbon (y el costo del equipo). Sin
1-17
-------
embargo, aqui hay un trueque, no muy aparente en la Ecuacion 1.14,. Ciertamente, un tiempo de
adsorcion requeriria menos carbon. Pero, tambien significaria que el lecho de carbon tendria que
desorberse mas frecuentemente. Esto significaria que el vapor de regeneration tendria que ser
suministrado al(los) lecho(s) mas frecuentemente para remover (a la larga), la misma cantidad de
COV. Aun mas, cada vez que el lecho es regenerado, el vapor suministrado debe calentar al
recipiente y al carbon, asi como retirar el COV adsorbido. Y el lecho debe ser secado y enfriado
despues de cada desorcion, independientemente de la cantidad de COV removida. Entonces, si
el lecho es regenerado muy frecuentemente, el ventilador para secado/enfriamiento del lecho debe
operar mas seguido, incrementando su consumo de energia. Tambien, la regeneracion mas frecuente
tiende a acortar la vida del carbon. Como procedimiento pratico, la frecuencia optima de
regeneracion para adsorbedores de lecho fijo tratando cargas de moderadas a altas de COV de
entrada, es una vez cada 8 a 12 horas.[l]
1.3 Estimancto la Inversion de Capital Total
Debenutilizarse procedimientos enteramente diferentes para estimar los costos de equipo
comprado de adsorbedores de lecho fijo y de tipo recipiente de carbon desechable. For lo tanto,
seran discutidos separadamente.
1.3.1 Sistemasde Lecho Fijo
Tal como fue indicado en la section previa, el costo de equipo comprado es una funcion
de la relation de flujo volumetrico, de las cargas de COV de entrada y de salida, del tiempo de
adsorcion y de la capacidad de trabajo del carbon activado. Como se muestra en la Figura 1.1,
el sistema adsorbedor esta hecho de diferentes componentes. De estos, los recipientes del
adsorbedor y el carbon comprenden desde un medio hasta 90% del total del costo de equipo.
(Ver la Section 1.3.1.3.) Tambien hay equipo auxiliar, tal como ventiladores, bombas,
condensadores, decantadores y tuberia intema. Pero debido a que estos usualmente comprenden
una pequena parte del costo total de equipo comprado, pueden ser estimado como un factor de
los costos del carbon y de los recipientes sin introducir error importante. Los costos de estos
componentes may ores seran considerados separadamente.
1.3.1.1 Costo del Carbon
Este costo (Cc,$) es simplemente el producto del requerimiento inicial de carbon (MJ y
el precio actual del carbon. Puesto que los proveedores de adsorbedores compran carbon en
grandes cantidades (lotes de millones de libras o may ores), su costo es algo mas bajo que el
precio de lista. Para sistemas mas grandes (que no scan de recipiente de carbon desechable),
Calgon reporta que los costos tipicos de carbon son de $0.75 a $1.25 para carbon virgen y de
1-18
-------
$0.50 a $0.75 para carbon reactivado (en dolares de mediados de 1999). El tipico $1.00/75 es
utilizado en los calculos a continuation. [5][10] Entonces:
Cc = 1.00Mc (1.16)
1.3.1.2 Costo del Recipiente
El costo del recipiente de un adsorbedor esta determinado primariamente por sus
dimensiones, las cuales, a su vez, dependen de la cantidad de carbon que debe contener y de la
velocidad superficial del gas que debe mantenerse atraves del lecho para adsorcion optima. La
velocidad superficial deseada es utilizada para calcular el area de section transversal del lecho
perpendicular al fluj o del gas. Una velocidad superficial aceptable es establecida empiricamente,
considerando la eficiencia de remocion deseada, el tamano de particula del carbon y la porosidad
del lecho y otros factores. Por ej emplo, un proveedor de adsorbedores recomienda una velocidad
superficial en el lecho de 85_/?/min[8], mientras que un productor de carbon activado advierte de
no exceder 60/r/min en sistemas operando a una atmosfera. [6] Otro proveedor utiliza una
velocidad superficial en la cara del lecho de 65 ft/mm al determinar el tamano de los recipientes de
sus adsorbedores. [9] Por ultimo, hay limites practices a las dimensiones de los recipientes los
cuales tambien afectan su diseno del tamano. Esto es, debido a restricciones de embarque, los
diametros de los recipientes rara vez exceden de 12 pies, mientras que su longitud esta generalmente
limitadaaSOpies. [10]
El costo de un recipiente esta usualmente correlacionado con su peso. Sin embargo,
puesto que el peso es con frecuencia dificil de obtener o calcular, el costo puede ser estimado a
partir del area superficial extema. Esto es verdad porque el costo del material del recipiente—y
el costo de fabrication del material—es directamente proporcional a su area superficial. El area
superficial (S,ft2) de un recipiente es una funcion de su longitud (L,ft) y diametro (D,fi), los
cuales a su vez, dependen de la velocidad superficial en la cara del lecho, la relation L/D y de
otros factores.
Mas comunmente, los recipientes de adsorbedores son de forma cilindricay son colocados
horizontalmente (tal como en la figura 1.1). Los recipientes configurados de esta manera estan
sujetos generalmente a la restriction de que el volumen del carbon no ocupe mas de 1/3 del
volumen del recipiente [9] [ 10]. Puede mostrarse que esta restriction limita la profundidad del
lecho a no mas de:
n D
Profundidad maxima del lecho ~ (1.17)
La longitud del recipiente, L, y el diametro, D, pueden ser estimados resolviendo dos
relaciones, a saber, (1) la ecuacion que relaciona el volumen del carbon, y por tanto el
1-19
-------
volumen del recipiente, aL y D, y (2) la ecuacion que relaciona la relation de fluj o volumetrico, la
velocidad superficial y la section transversal normal al fluj o. Si uno supone que la densidad global
del carbon es de 30 Ib/ft3, entonces uno puede mostrar que:
0.127Mr vh
D = ^-*- (1.18)
7.87 Q'
L - -
donde
D = diametro del recipiente (ft)
L = longitud del recipiente (ft)
v b = velocidad superficial en el lecho (ftlmin)
MC = requerimiento de carbon por recipiente (Ibs)
Q = relacion de fluj o volumetrico por recipiente adsorbiendo (
Debido a que las constantes en las Ecuaciones 1.18 y 1.19 no son adimensionales, uno debe
tener el cuidado de usar las unidades especificadas en estas ecuaciones.
Aunque otras consideraciones de diseno pueden resultar en valores diferentes deLyD,
estas ecuaciones resultan enLyD aceptables desde el punto de vista de la estimation de costos
"de estudio" para recipientes cilindricos horizontales, los cuales son mayores de 2-3 pies de
diametro.
El requerimiento de carbon y la relation de fluj o para cada recipiente de un adsorbedor
pueden ser calculados como sigue:
M
M, = — -
(1.20)
Q= v-
A relaci ones de flujo del gas (Q) de menos de 9,000 scfm, es usualmente mas viable erigir
los recipientes de adsorbedores verticalmente en lugar de horizontalmente. [10] Si es asi, el
1-20
-------
diametro del recipiente puede ser calculado a partir de la relation de fluj o volumetrico por recipiente
adsorbiendoy de lavelocidad superficial en el lecho, como sigue:
(1.21)
v }
La longitud del recipiente vertical dependera principalmente del espesor del lecho de carbon.
Debe incluirse espacio adicional debajo del lecho de carbon para el soporte del lecho y por
encima y debajo del lecho para distribution y desconexion de la corriente de gas y para acceso
fisico al lecho de carbon. En recipientes de diametro mas pequeno, usualmente no se requiere
acceso a ambos lados del lecho. Sin embargo, deben dej arse de 1 a 11/2 pies de cada lado para
distribution y desconexion del gas, o de 2 a 3 pies totales. Para recipientes mas grandes, tipicamente
se proporcionan de 2 a 3 pies en cada extremo del recipiente de espacio para acceso.
Dada la masa de carbon en el lecho, la densidad total del carbon y el diametro del lecho
(v.g., el area de section transversal normal al flujo), la determination del espesor del lecho es
directa utilizando la siguiente ecuacion:
volumen del carbon
area de la seccion transversal normal al flujo (Q'\ (1.22)
v,
donde
Ab = densidad total del carbon (Ib/ft3, suponga 30 Ib/ft3)
La longitud del recipiente es, entonces,
L = th + tag (1.23)
donde
t = acceso/toleranciapermitida en la distribution del gas
a,g
2 a 6 pies (dependiendo del diametro del recipiente vertical)
Finalmente, utilice la siguiente ecuacion para calcular el area superficial del recipiente
ya sea horizontal o vertical:
5 Para information acerca de como escalar estos costos a precios mas actuates, refierase al reporte de la EPA
1-21
-------
S=nD(L+D/2) (1.24)
Pueden desarrollarse ecuaciones similares para otras formas, configuraciones, etc. de
recipientes.
En base a datos de los proveedores, desarrollamos una correlation entre el costo del
recipiente de adsorbedor y el area superficial: [9]
Cv= 27 IS0-™ (1.25)
donde
Cv = costo del recipiente ($ de otono de 1989), L.A.B. proveedor5
y
97
-------
costos suministrados por un proveedor de equipo [9], encontramos que, dependiendo de la relation
total de flujo de gas (Q), la relation (Rc) del costo total del equipo del adsorbedor al costo del
recipiente y del carbon varia de 1.14 a 2.24. Estos puntos de datos cubren un rango de la relation
de flujo de gas de aproximadamente 4,000 a 500,000 acfin. La siguiente formula de regresion se
ajusta a estos cuatro puntos:
Rc = 5.82 (T0133 (1.26)
donde
4,000 Q (acfin) 500,000
Coeficiente de correlation (r) = 0.872
El costo total del equipo del adsorbedor (CA) seria el producto de Re y de la suma de los costos
del carbon y del recipiente, o:
CA=RC [CC + CV (NA +ND)} (1.27)
1.3.1.4 Inversion de Capital Total
Tal como se discutio en la Section 1, en la metodologia utilizada en este Manual, la total
capital investment - TCI (inversion de capital total) es estimada a partir del costo del equipo
comprado via un factor global de costo directo/indirecto de instalacion. Un detalle de ese factor
para absorbedores de carbon se muestra en la Tabla 1.3. Tal como se indica en la Section 1, el
TU/tambien incluye los costos del terreno, el capital de trabaj o y los establecimientos fuera del
sitio, los cuales no estan incluidos en el factor directo/indirecto de instalacion. Sin embargo, como
estos componentes son rara vez requeridos con los sistemas de adsorbedores, no seran
considerados aqui. Ademas, no se han proporcionado factores para la site preparation - SP
(preparation del sitio) ni para buildings - Bldg. (edificios), puesto que estos costos dependen
muy poco del costo de equipo comprado.
Note que el factor de instalacion es aplicado al costo total de equipo comprado, el
cual incluye el costo de equipo auxiliar tal como la chimenea y los conductos externos y
costos tales como los fletes y los impuestos sobre ventas (si son aplicables). ("Conductos
externos" son los conductos necesarios para conducir el gas de la extraction desde la fuente
hasta el sistema adsorbedor y despues, del adsorbedor a la chimenea. Los costos de los
conductos y las chimeneas se muestran en otra parte de este Manual.) Normalmente, el
ajuste tambien cubriria el costo de la instrumentation, pero este costo usualmente esta incluido
con el costo del equipo del adsorbedor. Finalmente, note que estos factores reflejan
1-23
-------
Tabla 1.3: Factores de Costos de Capital para Adsorbedores de carbon [11]
CostosDirectos
Costos de equipo comprado
Adsorbedor + equipo auxiliar3
Instrumentaci6nb
Impuestos sobre ventas
Fletes
Preparacion del sitio
Edificios
Costos Directos TotaSes (DC)
Costos Indirectos (instalacion)
Ingenieria
Construccion Y gastos de campo
Honorarios de los contratistas
Arranque
Pruebas de funcionamiento
Contingencias
Costos Sodireeots TotaSes (1C)
Total Capital Investment = DC + 1C
Segiin se estime, A
0.10A
0.03 A
0.05 A
Costo de Equipo Comprado (PEC)
Costos directos de instalacion
Cimentacion y soportes
Manejo y levantamiento
Electrico
tuberia
Aislante
Pintura
Costos directos de instalacion
B = 1.18A
0.08 B
0.14 B
0.04 B
0.02 B
0.01 B
0.01 B
0.30 B
Segiin serequiera, SP
Segiin serequiera, Bldg.
1.30B + SP + Bldg.
0.10 B
0.05 B
0.10 B
0.02 B
0.01 B
0.03 B
0.31 B
1.61 B 4-SP 4-Bldg.
a Conductos y cualquier otro equipo normalmente no incluido con la unidad proporcionada por el proveedor del
adsorbedor.
b Instrumentation y controles frecuentemente proporcionados con el adsorbedor, y por tanto incluidos en el
PEC.
condiciones de instalacion "promedio" y podrian variar considerablemente, dependiendo de las
circunstancias de la instalacion.
1.3.2 Sistemas de Ueidades de Recipientes de Carbon Desechables
Unavez que el requerimiento de carbon es estimadoutilizando el procedimiento anterior,
el numero de recipientes de carbon desechables puede ser determinado. Esto se hace simplemente
dividiendo el requerimiento total de carbon (M) por la cantidad de carbon contenida en cada
1-24
-------
recipientede carbondesechable(tipicamente, 150 Ibs.). Estecociente, redondeadoal siguiente
digito mas alto, produce el numero requerido de recipientes de carbon desechables para controlar
el venteo en cuestion.
En la Tabla 1.4 estan listados los costos paraun recipiente de carbon desechable tipico
(Ventsorb® de Calgon). Estos costos incluyen el recipiente, el carbon y las conexiones, pero no
incluyen impuestos, fletes ni cargos de instalacion. Note que el costo por unidad decrece a
medida que se incrementa la cantidad comprada. Cada recipiente de carbon desechable contiene
carbon "BPL" de Calgon (malla 4x10), el cual es comunmente utilizado en adsorcion industrial.
Sin embargo, para tratar ciertos COVs, se necesitan carbones especiales mas caros (v.g. "FCA 4
x 10"). Estos carbones incrementan el costo del equipo en 60% o mas. [4] Tal como se indica en
la nota de la Tabla 1.4, estos precios estan en dolares de mediados de 1999. Desde entonces, sin
embrago, los precios de estas latas se han incrementado modestamente—aproximadamente
10%. [12]
El precio de 180 libras de recipientes de carbon es aproximadamente $700 en pequenas
cantidades y $600 en grandes cantidades (precios en 1999). Las tendencias actuates llevan hacia
el uso de recipientes mas grandes. Calgon suple con grandes envases de 1,000 a 2,000 libras de
capacidad donde el carbon es tipicamente intercambiado en el lugar donde es usado. Calgon
reporta costos por libra de carbon de $0.50 a $2.00 dependiendo del tejido, actividad y tipo con
Tabla 1.4: Costos del Equipo ($ de mediados de 1999) para un
Adsorbedor de recipiente de Carbon Desechable Tipico [5]
Caotidad Costos del Eqoipo para
cada Pie/a3 en doSores ($)
1-3 679
4-9 640
10-29 600
30 585
una precio conservador promedio de $1.50 por libra. Calgon tambien reporta el uso de lechos
fijos no regenerativos de 12 pies en diametro (113 pies cuadrados capaces de almacenar 6,000
cfm) y lechos de 8x20 pies (160 pies cuadrados capaces de almacenar 8,000 cfm). Estos lechos
fij os no regenerables son usualmente disenos atmosfericos hechos de acero delgado con una capa
intema que inhibe la corrosion. Para recipientes de 1,000 libras, Calgon reporto costos de instalacion
tipicos de $3,200 y costo de equipo de $5,600 y para recipientes de 2,000 libras estos costos son
de $4,600 y $7,800 respectivamente. Para servicios de reemplazo de carbon, Calgon estima
costos de $2.00 y $2.50 por libra de carbon virgen y $1.50 a $1.80 para carbon reactivado.
Costos anuales de mantenimiento so reportados en el rango de 3% a 10% del costo capital de
instalacion.
1-25
-------
A medida que se requieren menos mano de obra y materiales de instalacion para instalar
una unidad de recipiente de carbon desechable que para un sistema de lecho fij o, el factor compuesto
de instalacion es consecuentemente mas baj o. Los unicos costos requeridos son aquellos necesarios
para colocar los recipientes de carbon desechables en, y conectarlas a, la fuente. Esto incluye
una pequena cantidad de tuberia solamente; se necesitaria poco o ningun trabaj o electrico, pintura,
cimentaciones o algo parecido. Veinte por ciento de la suma del costo del recipiente de carbon
desechable o los recipientes de carbon desechables, cargos por fletes e impuestos sobre venta
aplicables, cubriiian este costo de instalacion.
1.4 Estimancto el Costo Total Anual
Tal como se explica en la Section 1.2 de este Manual, el costo total anual comprende tres
componentes: costos directos, costos indirectos, y recuperation de creditos. Estos seran
considerados separadamente.
1.4.1 Costos Direetos Aeiiales
Estos incluyen los siguientes gastos: vapor, agua de enfriamiento, electricidad, reemplazo
del carbon, mano de obra de operation y de supervision y mano de obra y materiales de
mantenimiento. De estos, solamente la electricidad y la disposition de los residues solidos o la
regeneracion o reemplazo del carbon serian aplicables a los adsorbedores tipo lata.
1.4.1.1 Vapor
Tal como se explica en la Section 1.1, el vapor es utilizado durante el ciclo de desorcion.
La cantidad de vapor requerido dependera de la cantidad de carbon en el recipiente, de las
dimensiones del recipiente y del tipo y cantidad del COV adsorbido y de otras variables. La
experiencia ha mostrado que el requerimiento de vapor varia desde aproximadamente 3 a 4 Ibs de
vapor/75 de COV adsorbido. [8] [9] Utilizando la media de este rango, podemos desarrollar la
siguiente expresion para el costo anual del vapor:
C, = 3.50 x 1(T3 mvoc 6S ps (1.28)
donde
Cs = costo del vapor ($/ano)
= horas de operation del sistema (h/ano)
mmc = Carga de COV de entrada (Ibs/ti)
p = precio del vapor ($/mil Ibs)
s
1-26
-------
Si los datos del precio del vapor no estan disponibles, uno puede estimar su costo como
120% del costo del combustible. For ejemplo, si el precio local del gas natural fuera de $5.007
millones de 5717, el precio estimado del vapor seria de $6.00/millones de 5717, el cual es
aproximadamente $6.00/mil Ibs. (el factor de 20% cubre los costos de capital y anual de producir
vapor.)
1.4.1.2 Agua de Enfriamiento
El agua de enfriamiento es consumida por el condensador, en el cual la mezcla vapor-
COV saliendo del lecho de carbon desorbido es totalmente condensado. La mayor parte de la
carga del condensador esta comprendida por el calor latente de vaporization (AHv) del vapor y
del COV. Debido a que los AHv de los COV son pequenos comparados con el Afi^del vapor,
(cerca de 1000 BTU/IV), el AHv del COV puede ser ignorado. Igual puede ser el calor sensible
al enfriar el condensado agua-COV desde la temperatura de entrada al condensador (cerca de
212 °F), hasta la temperatura de salida. Por lo tanto, el requerimiento de agua de enfriamiento es
esencialmente una funcion del consumo de vapor y del incremento de temperatura permi sible en el
refrigerante, el cual es tipicamente de 3 0° a 40°F. [8] Utilizando la elevation promedio de temperatura
(35°F), podemos escribir:
Cn = 3.43 -pn (1.29)
donde
Ccw = costo del agua de enfriamiento ($/ano)
p = precio del agua de enfriamiento ($/mil gal ones)
Si el precio del agua de enfriamiento no esta disponible, use de $0.15 a $0.30/mil galones.
1.4.1.3 Electricidad
En los adsorbedores de lecho fijo, la electricidad es consumida por el ventilador del
sistema, el ventilador para el secado/enfriamiento del lecho, la bomba del agua de enfriamiento y
la(s) bomba(s) del solvente. Ambos ventiladores, del sistema y del lecho, deben ajustar
tamano para veneer la caida de presion a traves de los lechos de carbon. Pero, mientras que
el ventilador del sistema debe conducir continuamente al flujo total del gas a traves del
sistema, el ventilador de enfriamiento del lecho es utilizado solamente durante una parte del ciclo
de desorcion (media hora o menos).
Para ambos ventiladores, los caballos de potencia (lapotencid) necesarios dependen de
Para obtener un estimado mas precise de la caida de presion a traves de un conducto, refierase a la Seccion
2 de esta Manual.
1-27
-------
ambos, el flujo del gas y la caida de presion a traves del lecho de carbon. La caida de presion a
traves del lecho (APfe) depende de varias variables, tales como la temperatura de adsorcion, la
velocidad en el lecho, las caracteristicas del lecho (v.g., fraction de vacios), y espesor. Pero,
para una temperatura y carbon dados, la caida de presion por unidad de espesor depende solamente
de la velocidad del gas. Por ej emplo, para el carbon "PCB " (malla 4 x 10) de Calgon, la siguiente
relation es valida: [6]
= 0.03679 vb + 1.107 x 10"4 vb2 (i 30)
donde
A Pb/tb = caida de presion a traves del lecho (pulgadas de agua/pie de carbon)
v = velocidad superficial en el lecho (ft/mm)
Tal como muestra la Ecuacion 1.22, el espesor del lecho (tb,fi) es el cociente del volumen
del lecho (F^) y del area de la section transversal del lecho (Ab). Para una densidad del lecho de
carbon de 30 Ib/ft3, esto se convierte:
v 0.0333 M
' =
b
* = - A - (1-31)
n n
(Para recipientes colocados verticalmente, Ab = Q'/vb, mientras que para recipientes construidos
horizontalmente, A LD.) Una vez que APb es conocida, el requerimiento de la potencia del
ventilador del sistema (hpj puede ser calculado:
hpsf = 2.50 x 10"4 Q APf (1.32)
donde
Q = flujo volumetrico del gas a traves del sistema (acfiri)
APs = caida total de presion del sistema = APb + 1
(La pulgada extra toma en cuenta las perdidas miscelaneas de presion a traves de los conductos
extemos y otras partes del sistema.[8]6 Sin embargo, si se necesitan conductos extra largos y/o
equipo de preacondicionamiento, las perdidas miscelaneas podrian ser mucho mayores.)
1-28
-------
Esta ecuacion incorpora una eficiencia del ventilador de 70% y una eficiencia del motor de
90%, o 63% global.
El requerimiento de la potencia del ventilador para el secado/enfriamiento del lecho (hp)
es computado similarmente. Mientras que la caida de presion del ventilador del lecho aun seria
APb, el flujo del gas y los tiempos de operation serian diferentes. Para condiciones tipicas de
operation del adsorbedor, el requerimiento de aire para secado/enfriamiento seria de 50 a 150
ft* fib de carbon, dependiendo del contenido de humedad del lecho, de la caida de temperatura
requerida y de otros factores. El tiempo de operation (0 ) seria el producto del tiempo de
secado/enfriado por ciclo de desorcion y del numero de ciclos por ano. Puede mostrarse que:
(03)
(El "0.4" toma en cuenta el hecho de que, como procedimiento pratico, aproximadamente el 40%
del ciclo de desorcion es para el secado/enfriamiento del lecho)
El requerimiento de la potencia de la bomba de agua de enfriamiento (hpcw ) podria ser
computado como sigue:
2.52 X \0~4qcw H s
hpc,P= ^ (1.34)
donde
q = fluj o del agua de enfriamiento (galones/min)
H = cabezal requerido (nominalmente 100 pies de agua)
s = gravedad especifica del fluido relativa a agua a 60°F
r| = eficienciacombinadabomba-motor.
Las horas de operation anuales de la bomba del agua de enfriamiento (1 ^ ) podrian
ser computadas utilizando la Ecuacion 1.33, despues de sustituir "0.4" por "0.6". El factor
0.6 toma en cuenta el hecho de que la bomba del agua de enfriamiento es utilizada solamente
durante la portion de la regeneration en la que se pasa vapor, mientras el condensador esta en
operation.
1-29
-------
LaEcuacion 1.34 puede tambien ser utilizadapara computar el requerimiento de la potencia
de la bomba del solvente. En este ultimo caso, el fluj o (q) podria ser diferente, por supuesto,
aunque podria utilizarse el mismo cabezal 100 pies de agua. La gravedad especifica dependeria
de la composition y temperatura del solvente condensado. Por ejemplo, la gravedad especifica
del tolueno a 100°F seria aproximadamente 0.86 a 70°F. (Sin embargo, la potencia de la bomba
del solvente es usualmente muy pequena usualmente < 0.1 hp. asi que su consumo de electricidad
puede usualmente ser despreciado.)
Una vez que las varias potencias son calculadas, el consumo de electricidad (en kWh) es
calculado, multiplicando cada valor de potencia por 0.746 (el factor para convertir hp a kilowatts)
y el numero de horas que cada ventilador o bomba operan anualmente. Para el ventilador del
sistema, las horas serian las horas de operation anual para el sistema (6T). Pero, tal como se
discutio antes, los tiempos de operation para el ventilador para el secado/enfriamiento del lecho y
para la bomba de enfriamiento serian diferentes.
Para obtener el costo anual de electricidad, simplemente multiplique kWh por el precio de
la electricidad ($/kWh) que sea aplicable al establecimiento que esta siendo controlado.
Paraunidades de recipientes de carbon desechables, utilice laEcuacion 1.32 para calcular
el requerimiento de la potencia del ventilador. Sin embargo, en lugar de Pb utilice la siguiente para
computar la caida de presion total del recipiente de carbon desechable Pg pulgadas de agua: [7]
APC = 0.0471 Qc + 9.29 x 10"4 Qc2 (1.35)
donde
Qc = fluj o a traves del recipiente de carbon desechable (acfiri).
I A. IA Reemplazo del Carbon
Tal como se discutio antes, el carbon tiene una vida economica diferente al resto del
sistema del adsorbedor. Por lo tanto, el costo de su reemplazo debe ser calculado separadamente.
Empleando el procedimiento detallado en la Section 1, tenemos:
CRCe = CRFC (l.08 Cc + Ccl) (1.36)
donde
CRFc = factor de recuperation de capital para el carbon
1.08 = factor de impuestos y fletes
1-30
-------
Cc, C t = costo inicial del carbon (L. A.B. proveedor) y costo de la mano de obra
de reemplazo del carbon, respectivamente ($)
El costo de la mano de obra del reemplazo cubre el costo de la mano de obra para
remover el carbon agotado de los recipientes y reemplazarlo con carbon virgen o regenerado. El
costo podria variar con la cantidad del carbon siendo reemplazado, los salaries y otros factores.
For ejemplo, para remover y reemplazar una carga de 50,000 libras de carbon, se requeririan
como 16 personas-dia, lo cual, a los salaries tipicos, es equivalente a aproximadamente $0.057/5
reemplazada.[13]
Una vida tipica para el carbon es cinco anos. Sin embargo, si la entrada contiene COVs
que son muy dificiles de desorber, tienden a polimerizarse o a reaccionar con otros constituyentes,
seria probable un tiempo de vida del carbon mas corta—tal vez tan corta como dos anos—.[1]
Para una vida de cinco anos y 7% de tasa de interes, CRF = 0.2439.
J ' c
1.4.1.5 Disposition de Residues Solidos
Con los adsorbedores de lecho fij o rara vez se incurre en costos de disposition, porque
casi siempre el carbon es regenerado en su lugar, no se descarta. En ciertos casos, el carbon en
las unidades de recipientes de carbon desechables tambien es regenerado. Para envases grandes,
es practica comun de un suplidor de carbon de recoger el carbon usado y reemplazarlo por
carbon fresco. El carbon usado es regresado a una facilidad central para su regeneracion. La EPA
promueve la recuperacion de solvente y el reuso del cabon usado como tecnicas de prevencion de
contaminacion y reduccion de desperdicio. En algunos casos, la naturaleza de los solventes,
incluyendo su naturaleza estremamente peligrosa o la dificultad de separarlos del carbon, hace que
su desecho sea la mejor opcion, el recipiente de carbon desechable entera—carbon, tambor,
conexiones, etc.—es embarcada a un confinamiento seguro. El costo de la disposition en
confinamiento podria variar considerablemente, dependiendo del numero de recipientes de
carbon desechables a disponer, de la localization del confinamiento, etc. En base a datos
obtenidos de dos grandes confinamientos, por ejemplo, el costo de disposition variaria
desde aproximadamente $35 a $65 dolares por lata excluyendo los costos de
transporte.[14][15]
1.4.1.6 Mano de Obra de Operation y Supervision
La mano de obra de operation para los adsorbedores es relativamente baja, puesto
que la mayoria de los sistemas estan automatizados y requieren poca atencion. Media hora de
operation por tumo es tipico. [11] El costo anual de mano de obra seria entonces el producto de
este requerimiento de mano de obra y el salario de la mano de obra de operation ($/h), el cual,
naturalmente variaria de acuerdo a la localization del establecimiento, del tipo de industria, etc.
Agregue a esto 15% para cubrir la mano de obra de supervision, como se sugiere en la Section 1.
1-31
-------
I A.I.I Mano de Obra y Materiales de Mantenimiento
Utilice 0.5 horas/turno para la mano de obra de mantenimiento [11] y el salario de
mantenimiento aplicable. Si los ultimos datos no estan disponibles, estime el salario de mantenimiento
en 110% del de la mano de obra, tal como se sugiere en la Seccion 1. Finalmente, para los
materiales de mantenimiento, agregue una cantidad igual a la mano de obra de mantenimiento,
tambien segun la Seccion 1.
1.4.2 Costos ledirectos Aeiiales
Estos incluyen costos tales como los de recuperacion de capital, prediales, impuestos,
seguros, otros costos y los gastos administrativos ("G&4"). El costo de recuperacion de capital
esta basado en el tiempo de vida del equipo y en las tasas anuales de interes empleadas. (Ver
Seccion 1 para una discusion completa de los costos de recuperacion de capital y de las variables
que lo determinan.) Para los adsorbedores, el tiempo de vida del sistema es tipicamente diez
anos, excepto para el carbon, el cual, tal como se establecio antes, tipicamente necesita ser
reemplazado despues de cinco anos. For lo tanto, cuando se estimen los costos de recuperacion
de capital del sistema, uno debe basarlo en el costo del capital instalado menos el costo de
reemplazar el carbon (v.g., el costo del carbon mas el costo de la mano de obra necesaria para
reemplazarlo). SubstituyendodelaEcuacion 1.36 los costos del carbon inicial y de la mano de
obra para el reemplazo, obtenemos:
CRCS = [TCI - (l.08Cc + Ccl)] CRF, (1.37)
donde
CRCs = capital recovery cost (costo de recuperacion de capital) para el
sistema adsorbedor ($/ano)
TCI = total capital investment (inversion de capital total) ($)
1.08 = factor de impuestos y fletes
Cc, Cd = costo del carbon inicial (L. A.B. proveedor) y costo de reemplazo del
carbon, respectivamente ($)
CRFs = cost recovery factor (factor de recuperacion) de capital para el
sistema adsorbedor (definido en la Seccion 1.2).
Para una vida de diez anos y una tasa de interes anual de 7%, el CRFs seria 0.1424.
Tal como se indica en la Seccion 1, el factor sugerido para usarse para prediales, seguros
y gastos administrativos es de 4% del TCI. Finalmente, los otros gastos son calculados como el
60% de la suma de la mano de obra de operation, supervision y mantenimiento y de los materiales
de mantenimiento.
1-32
-------
El procedimiento anterior tambien es aplicable aunidades de lata, excepto que, en la
mayoria de los casos, el carbon no es reemplazado—toda la unidad si. Las latas son generalmente
utilizadas en aplicaciones especializadas. Los costos de la tuberia y los conductos pueden usualmente
ser considerados como inversion de capital con una vida util de diez anos. Sin embargo, que la
lata misma fuera tratada como capital o como un gasto de operation dependeria de la aplicacion
particular y necesitaria ser evaluado en base a caso por caso.
1.4.3 Recuperation de Creditos
Estos son aplicables al COV, el cual es adsorbido, luego desorbido, condensadoy separado
del vapor condensado. Si el COV recuperado esta suficientemente puro, puede ser vendido. Sin
embargo, si la capa de COV contiene impurezas o es una mezcla de compuestos, requerira de
tratamiento adicional, tal como destilacion. Los costos de purification y separation estan fuera
del proposito de este capitulo. Es innecesario decirlo, los costos de estas operaciones contrarrestan
los ingresos generados por la venta del COV. Finalmente, como una altemativa a su reventa, el
COV puede ser quemado como combustible y valuado correspondientemente. En cualquier caso,
la siguiente ecuacion puede ser utilizada para calcular estos creditos:
6S Pvoc E (1.38)
donde
RC = recovery credits (recuperation de creditos) ($/ano)
m = Carga de COV de entrada (Ibs/ti)
voc ° ^ '
6 = horas de operation del sistema (h/ano)
p = Valor de reventa del COV recuperado ($//£)
E = Eficiencia de control de COV del adsorbedor
Por definition, la eficiencia (E) es la diferencia entre la carga de masa de COV de
entrada y de salida, dividida por la carga de entrada. Sin embargo, durante el ciclo de
adsorcion la carga de COV de salida se incrementara desde esencialmente cero al inicio del ciclo
hasta la concentration de saturation al final del ciclo. Debido a que la eficiencia es una funcion del
tiempo, debe calcularse via integration a lo largo de la duration del ciclo de adsorcion. Hacer
esto requeriria el conocimiento de la variation temporal de la carga de salida durante el ciclo de
adsorcion. Si este conocimiento no esta disponible al usuario del Manual, puede hacerse una
aproximacion conservadora de la eficiencia estableciendo la carga de salida igual a la concentration
de saturation.
1-33
-------
1.4.4 Costo Total Anual
Finalmente, tal como se explica en la Section 1.2, el total annual cost - TAG (costo total
anual) es la suma de los costos directos e indirectos anuales, menos cualquier recuperation de
creditos, o:
TAG = DC + 1C - RC (1.39)
1.4.5 Problems deEj em plo
Una fuente en una planta de impresiones emitiendo 100 Ib/h de tolueno va a ser controlada
por medio de un adsorbedor de carbon. La planta propone operar el adsorbedor en un modo
continuo por 8,640 h/ano (360 dias). Mentras opera, dos lechos de carbon estaran adsorbiendo,
mientras que un tercero estara desorbiendo/en pausa. Por su conveniencia, la planta ha seleccionado
tiempos de adsorcion y desorcion de 12 y 5 horas respectivamente. El flujo total del gas residual
es de 10,000 acfm a las condiciones de entrada al adsorbedor (una atmosfera y 77 °F). El gas
residual contiene cantidades despreciables de materia particulada y humedad. Mas aun, la regulation
aplicable para COV requiere que el adsorbedor alcance una eficiencia media de remocion de
98% durante todo el ciclo de adsorcion. Finalmente, suponga que el tolueno recuperado es
reciclado en la fuente. Estime la inversion de capital total y el costo total anual para el sistema
adsorbedor.
Capacidad de Trabajo del Carbon: Con el flujo y carga de contaminante establecidos, la
concentration de tolueno de entrada es de 710 ppm. Esto corresponde a una presion parcial de
0.0104psia. Substituyendo esta presion parcial y los parametros de la isoterma del tolueno (de
laTabla l.l)enlaEcuacion 1.1, obtenemosunacapacidaddeequilibriode0.333 Ib/lb. Aplicando
la regla de dedo discutida antes (pagina 4-19), obtenemos una capacidad de trabajo de 0.167 lb/
Ib (v.g., 0.333/2).
Reqtierimieeto de Carbon: Tal como se establecio antes, este adsorbedor tendria dos
lechos en linea y un tercero fuera de linea. La Ecuacion 1.12 puede contestar esta pregunta.
La substitution del tiempo de adsorcion y los numeros de lechos adsorbiendo y desorbiendo,
produce:
Tiempo de desorcion = 6D < 9A —-^ = 12/?x0.5 = 6h
1-34
-------
Debido a que el tiempo de desorcion establecido (5 horas) es menos de 6 horas, la configuration
del lecho propuesta es viable. Enseguida, calcule el requerimiento de carbon (M) de la Ecuacion
1.14:
mvoc ( N D] 100 lbhx(\2h)x (1 + 0.5)
M = ^^0A 1 + — = '- J-^ =1
c wc A ( NA) 0.167 Ib/lb
De la Ecuacion 1.16, el costo del carbon es:
Cc = 1.00 Mc = $10,800
Costo y Dimeesioees del Recipiente del Adsorbedor: Suponga que el recipiente sera construido
horizontalmente y seleccione una velocidad superficial en el lecho (v6) de 75^/min. Enseguida,
calcule el diametro del recipiente (D\ la longitud (L), y el area superficial (S) de las Ecuaciones
1.18,1.19,y 1.24,respectivamente. [Nota:Enestasecuaciones, Mc=Mc(NA +ND) = 3,600
MyQ= Q/NA = 5,000 acfin.]
0.127 M vh 0.127
D - ~^
7.87 0' 7.87
5 = nD \ L + — | = 283 //
Debido a que S cae entre 97 y 2,11 Off., la Ecuacion 1.25 puede ser utilizada para calcular el
costo por recipiente, Cv (suponiendo construction en acero inoxidable 304). Asi:
c = 2?1 £0.778 = $21900
1-35
-------
Costo del Eqtiipo del Adsorbedor: Recuerde que el costo del equipo del adsorbedor esta
constituido por los recipientes del adsorbedor, por el carbon y por el condensador, decantador,
ventilador, bombas y otros equipos usualmente incluidos en el precio del adsorbedor. El costo de
los ultimos articulos estan estimados como un factor del costo combinado de los recipientes y del
carbon. Combinando las Ecuaciones 1.26 y 1.27, tenemos:
CA = 5.82 g-°133 [Cc + (NA + ND)CV]
La substitution de los valores anteriores produce:
CA = $149,300
Costo del Equipo Atixiliar: Suponga que los costos del siguiente equipo auxiliar han si do
estimados de datos de otras partes del Manual:
Conductos $16,500
Compuertas 7,200
Chimenea 8.500
Total $32,000
Inversion de Capital Total: La inversion de capital total es factorizada de la suma de los costos
de la unidad del adsorbedor y del equipo auxiliar, como se muestra en la Tabla 1.5. Note que no
se ha mostrado ningun renglon de costo para la instrumentation, porque este costo tipicamente
esta incluido en el precio del adsorbedor.
Porlotanto:
Costo de Equipo Comprado = "B" = 1.08 x "A"= 1.08 x ($149,300 + $32,200) = $196,000
Y
Inversion de Capital Total (redondeada) = 1.61 x "B" = $316,000
Costos Antiales: La Tabla 1.5 proporciona los costos directos e indirectos anuales para el
sistema adsorbedor de carbon, tal como se calcula de los factores de la Section 1.4. Excepto
para la electricidad, los calculos en la tabla muestran como fueron derivados estos costos. La
siguiente discusion tratara el costo de la electricidad.
1-36
-------
Tabla 1.5: Factores de costo Capital Para Sistemas de Adsobedores de Carbon
Problema Ejemplo
Cost Item
Factor
Costos Directos
Costos de equipo comprado
Recipientes del adsorbedory carbon
Equipo auxiliar
Suma = A
Instrumentacion, 0.1 A
Impuestos sobre ventas, 0.03 A
Fletes, 0.05 A
Costo de equipo comprado, PEC
Costos directos de instalacion
Cimentacion y soportes, 0.08 B
Manejo y levantamiento, 0.14 B
Electrico, 0.04 B
Tuberia, 0.02 B
Aislanteparalosconductos, 0.01 B
Pintura, 0.02B
Costos directos de instalacion
Preparacion del sitio
Edificios
Costos Directos Totales (DC)
Costos Indirectos (instalacion)
Ingenieria, 0.10 B
Construccion Y gastos de carnpo, 0.05 B
Honorarios de los contratistas, 0.10 B
Arranque, 0.02 B
Pruebas de funcionamiento, 0.01 B
Contingencias, 0.03 B
Costos Indirecots Totales (1C)
TCI, Inversion de Capital Total (redondeada)
$130,800
32.200
$163,000
4,890
8.150
$176,040
14,083
24,646
7,042
3,521
1,760
1.760
$52,812
$228,852
17,604
8,802
17,604
3,521
1,760
5.281
$54,572
$283.400
1-37
-------
Primero, recuerde que la electricidad incluye la energia para el ventilador del sistema, el
ventilador para el secado/enfriamiento del lecho y labomba del agua de enfriamiento. (El motor
de la bomba es normalmente tan pequeno que su consumo de energia puede ser despreciado.)
Estos consumos son calculados como sigue:
Ventilador del sistema'. De la Ecuacion 1.32:
kWhsf = Q.146kW/hp x 250 x 10"4 Q A?, 0,
Pero:
AP, (pulgadas de agua) = t±Ps + \ = th (o.03679 vh + 1.107 x 10"4 v2b) + 1
(La ultima expresion fue derivada de la Ecuacion 1.30, suponiendo que el carbon utilizado en el
sistema de este ej emplo es "PCB" Calgon tamano malla 4x10.)
Al suponer que la densidad del lecho de carbon es de 30 Ib/ft3, la Ecuacion 1.31 puede ser
utilizada para calcular el espesor del lecho (^):
Asi:
0.0333 M' 0.0333 M'
Grueso del lecho = tb = = = 1.80 //
Ab LD
AP, = 1 + 1.80 (0.03679 x 75 + 1.107 x 10"4 x 752) = 7.09 Pulgad,
y finalmente:
as
kWhsf = 0.746 x 2.5 x 10"4 x 7.09/w. x 10,000 acfm x 8,640/?/ano
= 114,200 kWh/ano
Veetilador para el secado/eefriamieeto del lecho: Durante el ciclo de secado/enfriamiento,
la caida de presion a traves del lecho es tambien igual a Pb. Sin embargo, como se indica en
la Section 1.4.1.3, el flujo y el tiempo de operation son diferentes. Para el flujo del aire,
tome el punto medio del rango (100 ft3 aire/Ib carbon) y dividalo por 2 horas (el tiempo de
secado/enfriamiento del lecho), produciendo: I00ft3/Ib x 3,600 Ibsx 1/120 min = 3,000 acfm.
Substituyendo esto en laEcuacion 1.32 resulta en:
1-38
-------
2.50 x 10 4 x 7.09 pulgadas x 3,000 acfm = 5.32 hp
DelaEcuacion 1.33,tenemos:
8,640/z
Qcf = 0.4 x 5h x 2 x = 12A
Asi:
W/?c/ = 0.146 kW/hp x 5.32A/? x 2,880/? = 11,400 kWh/ano
Bomba del agua de enfriamiento: La potencia de la bomba del agua de enfriamiento es calculada
delaEcuacion 1.34. Aqui, sea =63%yH= 100 fi. El flujo del agua deenfriami ento (^ov) es
el cociente del requerimiento anual de agua de enfriamiento y del tiempo de operation anual de la
bomba. De los datos de la Tabla 1.6, obtenemos el requerimiento del agua de enfriamiento:
10,400,000 gal/ano. El tiempo de operation anual de la bomba esobtenido delaEcuacion 1.33
(sustituyendo 0.4 por 0.6), o cwp = (0.6)(5 h)(2)(8,640)/12 = 4,320 h/ano.
Asi:
(2.52 x 10"4) (lOO/f) 10,400,000 ga//fl«o
Pewp ~ 0.63 X 4,320h/yr x 60min/ano ~ ' P
Y
kWhcwp =0.146kW/h x 1.60V x 4,320/?/a«o = 5,160kWh/ano
Sumando los consumos individuates de energia, obtenemos el valor 131,000 kWh/ano.
Recuperation de Creditos: Como se indica en la Tabla 1.6, se ha incluido un credito por el
tolueno recuperado. Sin embargo, para tomar en cuenta perdidas miscelaneas y contamination,
el tolueno es arbitrariamente valuado en la mitad del precio en el mercado en Noviembre de 1998,
a$0.0533/ft(=$lll/ton).[16]
1-39
-------
Costo Total Anual: La suma de los costos directos e indirectos anuales, menos la recuperation
de credito por el tolueno, produce un costo total anual neto de $76,100. Claramente, esta es muy
sensible a la recuperation de creditos y, a su vez, al valor dado al tolueno recuperado. Por
ejemplo, si hubiera si do valuado al precio total del mercado ($22 I/ton), el credito hubiera si do el
doble y el costo total anual hubiera si do de $29,200. Asi, cuando se incorpore la recuperation de
creditos, es imperativo seleccionar cuidadosamente el valor del producto recuperado.
1-40
-------
Tabla 1.6: Costos Anuales para Sistemas Adsorbedore de Carbon
Problema de Ejemplo
Concepto de Costo Calculos Costo
Costo Directo Anual, DC
Mano de Obra de Operacion
Operador
Supervisor
Materiales Operacion
Mantenimiento
Mano de Obra
Materiales
Partes de Repuesto, Carbon
Mano de Obra para
Reposicion
Costo del Carbon3
Servicios
Electricidad
Vapor
Agua de Enfriamiento
Total DC
Costo Indirecto Anual, 1C
Otros Costos
Gastos de Administracion
Prediales
Seguros
Recuperacion de capital
0.5h/tumo x 3 turnos/dia x 360 dias/ano x $12/hr
15% of operator = 0.15 x 6,480
O.Sh/tumo x 3 turnos/dia x 360 dias/ano x $13.20/hr
100% de la mano de obrade mantenimiento
(5-anos de vida)
0.2439 ($0.05/lb x 10,800 Ib)
0.2439 ($21,600x1.08)
$0.06 kWh x 13 1,000
3.5 Ib/lb VOC x $6/103 x 100 Ib VOC/hr x 8,640
hr/yr
3.43 gal/lb de vapor x [(3.5 x 100 x 8,640) Ib de
vapor x $0.20/103 gal.]/ ano
60% de la suma de la mano de obra de operation, supervisiony
mantenimiento y materialesde mantenimiento
= 0.6 (6,480 + 970 + 7,130 + 7,130)
2% de la Inversion de CapitalTotal = 0.02 ($316,000)
l%de la Inversion de CapitalTotal = 0.01 ($316,000)
l%de la Inversion de CapitalTotal = 0.01 ($316,000)
0.1424 [316,000 - 0.05 (10,800) -1.08 (21,600)]
Total 1C
Recuperacion de Creditos (tolueno)
Costos Totales Anuales
(redondeados)
5,480
970
7,130
7,130
130
5,690
7,860
18,140
2,070
$55,600
13,030
6,320
3,160
3,160
41,600
$67,270
(46,820)
$76,100
"El factor de 1.08 es paiafletes eimpuestos sobre ventas
b EL factor del costo de recuperacion de capital, CRF, es una funcion de la vida del adsorbedor o del equipo y la oportunidad del costo de
capital (v.g, la tastade interes). Porejemplo, para una vida del equipo de 10anosy7 %detasade interes, CRF = 0.1424.
1-41
-------
Referencias
[1 Correspondence: Robert L. Stallings and William Klotz (Research Triangle Institute,
Research Triangle Park, NC) to William M. Vatavuk (U.S. EPA, OAQPS, Research
Triangle Park, NC), June 24,1986.
[2] Calvert, Seymour and Englund, Harold M. (eds.), Handbook of Air Pollution Control
Technology, John Wiley & Sons, New York, 1984, pp. 135-192.
[3] Handbook of Chemistry and Physics, 54th Edition, The Chemical Rubber Company,
Cleveland, 1973-74, pp. D85-D92.
[4] "Calgon Ventsorb® for Industrial Air Purification" (Bulletin 23-56a), Calgon Corporation,
Pittsburgh, 1986.
[5] Correspondence: Mark H. Stenzel (Calgon Carbon Corporation, Pittsburgh, PA) to
Janet Groeber (SAIC, Cincinnati, OH), August 24,1 999.
[6] Adsorption Handbook, Calgon Corporation, Pittsburgh, 1980.
[7] Rogers, Tony, "Comparison of BED SIZE and Calgon Adsorption Isotherms", Research
Triangle Institute (Research Triangle Park, NC), January 20,1988.
[8] Correspondence: Richard Selznick (Baron Blakeslee, Inc., Westfield. NJ) to William
M. Vatavuk (U.S. EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC), April 23, 1986.
[9] Correspondence: Denny Clodfelter(M&W Industries, Inc., Rural Hall, NC) to William
M. Vatavuk (U.S. EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC), September 25,1989.
[10] Matley, Jay (ed.), Modern Cost Engineering, McGraw-Hill Publications Co., New
York, 1984, p. 142.
[11] Vatavuk, William M. andNeveril, Robert, "Estimating Costs of Air Pollution Control
Systems, Part II: Factors for Estimating Capital and Operating Costs," Chemical
Engineering, November 3, 1980, pp. 157-162.
[ 12] Telephone conversation: Robert Bradley (Calgon Corporation, Charlotte, NC) with William
M. Vatavuk (U.S. EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC), December 5,1989.
1-42
-------
[13] Telephone conversation: Robert L. Stallings (Research Triangle Institute, Research Triangle
Park, NC) with William M. Vatavuk (U. S. EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC),
September 11,1986.
[14] Correspondence: William Kitto (Chemwaste, Sulphur, LA) to William M. Vatavuk (U.S.
EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC), July 25, 1986.
[15] Correspondence: Jerry Locklear (GSX, Pinewood, SC) to William M. Vatavuk (U.S.
EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC), July 25, 1986.
[16] Chemical'Marketing Reporter; December 2, 1989.
1-43
-------
EPA 452/B-02-002
3
de
-------
EPA 452/B-02-002
3*2
de de COV
-------
EPA452/B-02-002
2
William M. Vatavuk
Innovative Strategies and Economics Group, OAQPS
Grupo de Estrategias Inovadoras y Economia
U.S. Environmental Protection Agency
Agencia de Protection Ambiental de los EE.UU.
Research Triangle Park, NC 27711
-------
Coeteeido
2.1 Introduction 2-3
2.2 Description de los Procesos 2-3
2.2.1 Incineradores Termicos 2-6
2.2.2 Incineradores Cataliticos 2-11
2.2.3 Otras Consideraciones: 2-14
2.2.4 ComparaciondeTecnologias 2-16
2.3 Tratamiento General de Balances deMateriayEnergia 2-17
2.4 Procedimientos de Diseno 2-19
2.4.1 Pasos Comunes a las Unidades Termicas y Cataliticas 2-20
2.4.2 Pasos Especificos a las Unidades Termicas 2-24
2.4.3 Pasos Especificos a las Unidades Cataliticas 2-31
2.5 Analisis de Costos 2-37
2.5.1 Estimando la Inversion de Capital Total 2-37
2.5.1.1 Costos del Equipo 2-37
2.5.1.2 Costos de Instalacion 243
2.5.2 Estimando el Costo Total Anual 243
2.5.2.1 Costos Directos Anuales 243
2.5.2.2 Costos Indirectos Anuales 249
2.5.3 Comparacionde Costos para el Caso del Ejemplo 2-50
2.6 Reconocimientos 2-51
Referencias 2-62
2-2
-------
2.1 Introduction
La incineration, como la adsorcion con carbon, es uno de los metodos mejor conocidos
de disposition de gas residual industrial. Contrario a la adsorcion con carbon, sin embargo, la
incineration es un metodo de disposition final en el que los compuestos combustibles objetables
en el gas residual son convertidos en vez de recolectados. For otro lado, la adsorcion con carbon
permite la recuperation de compuestos organicos, los cuales pueden tener mas valor como
sustancias quimicas que por su solo valor calorifico. Una gran ventaj a de la incineration es que,
virtualmente, cualquier corriente organica gaseosa puede ser incinerada segura y limpiamente,
siempre que se utilice un diseno de ingenieria apropiado.
Aqui se discute la aplication particular de la incineracion termica tanto como la incineration
catalitica a corrientes residuales gaseosas conteniendo compuestos organicos volatiles (COV).
La U.S. Environmental Protection Agency -EPA, la Agencia de Protection Ambiental de los
EE.UU. define que cualquier compuesto organico es un COV a menos que se determine
especificamente que no es un COV. En efecto, un numero de organicos (v.g., metano) se
especifican como no COVs. Aunque ambos compuestos organicos COV y no-COV son
combustibles y por consiguiente, son importantes en el diseno del incinerador, esta distincion es
importante, puesto que es el control de los COVs lo que esta regulado.
2.2 Description de los Procesos
Kara vez la corriente residual que se va a incinerar es un solo compuesto organico. En
realidad, es comun tener una mezcla compleja de compuestos organicos. Esta mezcla es
tipicamente analizada para carbon, hidrogeno, oxigeno y otros elementos y se desarrolla una
formula empirica, la cual representa a la mezcla. La combustion de una mezcla tal de
compuestos organicos conteniendo carbon, hidrogeno y oxigeno se describe por la reaction
total exotermica:
- 2- \0
2
(2.1)
Los productos de la combustion completa, CO2 y H2O, son relativamente innocuos, haciendo a la
incineracion un metodo atractivo de disposition de residues. Cuando estan presentes en la mezcla
compuestos dorados conteniendo azufre, los productos de la combustion completa incluyen los
componentes acidos HCL y SO2respectivamente, ademas de H2O y CO2. En general, estas
corrientes requeriran la remocion de los componentes acidos por una unidad absorbedora, lo cual
podria afectar grandemente el costo del sistema de incineracion. (El diseno del tamano y el costo
de los absorbedores se cubren en el capitulo de "AbsorbedoresHumedos " de este Manual.)
2-3
-------
El corazon de un incinerador es una camara de combustion en la cual es quemada la
corriente de gas residual conteniendo COV. Puesto que latemperatura de entrada de la corriente
de gas residual es generalmente mucho mas baja que la requerida para la combustion, debe
suministrarse energia al incinerador para aumentar la temperatura del gas residual. Kara vez sin
embargo, la energia liberada por la combustion de los organicos totales (COVs y otros) en la
corriente de gas residual es suficiente para elevar su propia temperatura a los niveles deseados, asi
que debe agregarse combustible auxiliar (v.g., gas natural).
La combustion del gas residual puede lograrse en un incinerador termico o en un incinerador
catalitico. En el incinerador catalitico se utiliza un catalizador para aumentar la proportion de la
reaction de combustion, permitiendo que la combustion ocurra a temperaturas mas baj as. Debido
a que el proceso catalitico opera a una temperatura mas baja que el proceso termico, en el
proceso catalitico puede requerirse menos combustible auxiliar para precalentar la corriente de
gas residual.
Los requerimientos de combustible auxiliar pueden tambien reducirse, y mej orarse la
eficiencia energetica, proporcionando intercambio de calor entre ciertas corrientes de entrada y la
corriente de salida. La corriente de salida conteniendo los productos de la combustion, junto con
cualquier incite que pudieran haber estado presentes en, o haber si do agregados a las corrientes
de entrada, puede ser utilizada para precalentar la corriente de entrada de gas residual, al aire
auxiliar o a ambos, via un intercambiador de calor "primario" o recuperativo. Es util definir la
recuperation fraccional de energia por el precalentador o intercambiador de calor primario como
sigue:
Recuperacion Energia realmente recuperada gases de combustion
Fraccional = Maxima energia recuperable si los gases de combustion fueran enfriados
de energia a ^a temperatura mas baja disponible en el intercambiador de calor
(2.2)
La energia realmente recuperada, el numerador de la Ecuacion 2.2, es el aumento en calor sensible
del gas, v.g., el gas residual o el gas residual mas el aire para dilution que estan siendo calentados.
La energia maxima recuperable seria la disminucion en calor sensible de los gases de combustion,
si fueran enfriados a la temperatura del gas residual de entrada. Mientras que esta maxima
recuperation de energia seria alcanzable solo con un intercambiador de calor muy grande, el
concepto de recuperation fraccional de energia es util para expresar el grado de mejoramiento en
la eficiencia energetica utilizando un intercambiador de calor "primario".
La eficiencia energetica puede mej orarse aun mas colocando otro intercambiador
("secundario") corriente abajo del intercambiador primario para recuperar energia adicional de la
2-4
-------
corriente de salida (v.g., para generar vapor de baja presion de proceso o agua caliente). Sin
embargo, la recuperation secundaria de energia generalmente no es utilizada, a menos que haya
un uso especifico en el sitio para el vapor o el agua caliente.
La mayoria de los gases industrials que contienen COVs son mezclas diluidas de gases
combustibles en el aire. En algunas aplicaciones, tales como en los procesos de oxidation con
aire, la corriente de gas residual esta muy deficiente en oxigeno. Dependiendo del contenido de
oxigeno de la corriente residual, puede requerirse aire auxiliar para quemar el contenido total de
organicos del gas residual, asi como cualquier combustible auxiliar que haya si do utilizado.
La concentration de gas combustible en la corriente de gas residual juega un papel integral
en el diseno y la operation de un incinerador. Desde el punto de vista de los costos, debiera
minimizarse la cantidad de aire en exceso de las cantidades estequiometricas. For razones de
seguridad sin embargo, cualquier mezcla dentro de los limites de flamabilidad, o en cualquiera de
los lados rico-en-combustible o pobre-en-combutible de la mezcla estequiometrica, presenta un
peligro inaceptable de fuego para una corriente de alimentation al incinerador. El lower explosive
limit-LEL (limite inferior de explosividad), o pobre-en-combustible, de un compuesto organico
dado, define la concentration minima de ese compuesto en aire que puede producir mas energia
que la necesaria para aumentar su propia temperatura hasta el punto de ignition (v.g., encenderse).
Similarmente, el upper explosive limit - UEL (el limite superior de explosividad), o rico-en-
combustible, representa la concentration mas alta del organico en aire que es encendible. En el
ultimo caso, el aire esta limitando la reaction. Ambos LEL y UEL se miden a condiciones
ambientales. Empiricamente, se ha encontrado que las mezclas de hidrocarburos en aire a su LEL
tiene valores calorificos de aproximadamente 50 Btu//fi-estandar.
Puesto que la mayoria de los gases residuales industrial es que contienen COVs son mezclas
diluidas de gases combustibles en el aire, su valor calorlfico es baj o y su contenido de oxigeno
excede el requerido para quemar a los organicos residuales (COVs y otros) y al combustible
auxiliar. Si se encuentra un gas residual por encima del 50 por ciento del LEL (cerca de 25 Btu/
/f'-estandar), debe diluirse para satisfacer las regulaciones del seguro contra incendios.
Generalmente, las corrientes se llevan por debajo del 25 por ciento del LEL, aunque se permiten
concentraciones desde 25 por ciento hasta 50 por ciento, siempre que la corriente residual sea
monitoreada continuamente por monitores del LEL. Debido a que el aire es el gas usual de
dilution, debe tenerse cuidado con el precalentamiento de la corriente diluida, para que permanezca
por debajo de 1,200 °F aproximadamente. (Veamas adelante la discusion sobre precalentamiento).
En el Apendice 3F se proporciona una tabla mostrando los LEL y UEL y los calores de combustion
de ciertos compuestos organicos seleccionados.
El objetivo de cualquier sistema de incineration es controlar la cantidad de COV emitidos
al ambiente. El funcionamiento de un dispositive de control tal como un incinerador, puede ser
2-5
-------
descrito por una eficiencia de control, definida segun la siguiente ecuacion:
Razonde masa de entr. VOC - Razon de masa de salida VOC
Efic.de control = I xlOO
|_ Razonde masa de entr. VOC
(2.3)
Es importante notar, sin embargo, que la combustion incompleta de los COVs de entrada puede
resultar en la formation de otros COVs no presentes originalmente. Por ejemplo, la oxidation
incompleta de dicloroetano puede producir cloruro de vinilo. Ambos compuestos son COVs.
Sin embargo, la definition dada en la Ecuacion 2.3 tendria sentido aun, en tanto el recien formado
COV (v.g., cloruro de vinilo) sea detectado. Esta situation necesita el analisis quimico completo
de las corrientes de gas de entrada y de salida, para confirmar cumplimiento con las regulaciones
Estatales y Federates.
El funcionamiento de un incinerador puede tambien ser medido solamente por la
concentration de COV saliendo, usualmente en ppmv.
Hay un numero de diferentes disenos de incineradores. Estos disenos pueden ser clasificados
globalmente como sistemas termicos y sistemas cataliticos. Los sistemas termicos pueden ser
incineradores de flama directa sin recuperation de energia, incineradores de flama con un
intercambiador de calor recuperativo o sistemas regenerativos que operan en modalidad ciclica
para lograr alta recuperation de energia. Los sistemas cataliticos incluyen sistemas de lecho fijo
(empacado o monolitico) y sistemas de lecho fluidizado, los cuales proporcionan recuperation de
energia. En las siguientes secciones se discuten aspectos de diseno de estos sistemas.
2.2.1 Incineradores Termicos
El corazon del incinerador termico es una flama estabilizada por medio de una boquilla,
mantenida por una combination de combustible auxiliar, compuestos del gas residual y aire auxiliar
que es agregado cuando es necesario (Vea la Figura 2.1). Al pasar por la flama, el gas residual es
calentado desde su temperatura de entrada (v.g., 100 °F), hasta su temperatura de ignition. La
temperatura de ignition varia para diferentes compuestos y usualmente es determinada
empiricamente. Esta es la temperatura a la cual la proportion de reaction de combustion (y
consecuentemente la proportion de production de energia), excede la proportion de perdidas de
calor, elevando por eso la temperatura de los gases a algun valor mas alto. Asi, cualquier mezcla
organicos/aire se encendera si sus temperaturas son elevadas a un nivel suficientemente alto.
La mezcla conteniendo organicos arde a una temperatura entre la temperatura de
precalentado y la temperatura de la reaction. Es decir, la ignition, tal como se define en esta
section, ocurre en algun punto durante el calentamiento de la corriente residual a medida que pasa
a traves de la flama estabilizada por medio de una boquilla, sin importar su concentration. La
mezcla continua reaccionando a medida que fluye a traves de la camara de combustion.
2-6
-------
Aux Fuel
Aux Air
Emission Sources
Dilution Air
>
r>
Combustion
Chamber
^
w
Waste Gas
Preheater
^
W
Secondary
Energy Recovery
L-*
Stack
Figtira 2.1: Incinerador Termico - Caso General
El nivel de control requerido de COV del gas residual que debe alcanzarse durante
el tiempo que pasa en la camara de combustion termica, dicta la temperatura del reactor. A
tiempo de residencia mas corto, mayor debe ser la temperatura del reactor. El tiempo de
residencia nominal del gas residual reaccionando en la camara de combustion, esta definido
como el volumen de la camara de combustion dividido por la razon de flujo volumetrico del
gas. La mayoria de las unidades termicas estan disenadas para proporcionar no mas de 1
segundo de tiempo de residencia al gas residual con temperaturas tipicas de 1,200 a 2,000°F.
Una vez que la unidad esta disenada y construida, el tiempo de residencia no se cambia
facilmente, asi que la temperatura requerida de reaction se vuelve una funcion de las especies
gaseosas particulares y del nivel de control deseado. EnlaTabla2.1 seilustralavariabilidad
en las temperaturas (teoricas) del reactor, que se requiere para destruir el 99.99 por ciento
de la masa de entrada de varios compuestos nocivos con exceso de aire, para 1 segundo de
tiempo de residencia en el reactor [66].
Estas temperaturas no pueden ser determinadas a priori, aunque los proveedores de
incineradores pueden proporcionar guias en base a su extensa experiencia. En la practica, la
mayoria de las corrientes son mezclas de compuestos, de tal modo que complican aun mas la
prediction de esta temperatura. Otros estudios [67,68,69], los cuales estan basados en datos de
pruebas reales de campo, muestran que los incineradores comerciales generalmente deben ser
operados a 1,600°F con un tiempo de residencia nominal de 0.75 segundos para asegurar 98%
de destruction de organicos no halogenados. En algunos Estados, se especifican la temperatura
del reactor y el tiempo de residencia de la unidad, en lugar de tratar de medir los niveles reales de
control de COV. La temperatura seleccionada debe de mantenerse para todo el tiempo de
residencia seleccionado, para que la combustion sea completa.
2-7
-------
Table 2.1: Temperaturas Teoricas de Reactor Requeridas para 99.99 % de Destruccion
por Icinerador Termicos para Tiempo de Residencia de 1-Segundo [1]
Compound Temperature, °F
acrilonitrila 1,344
cloruro de alilo 1,276
benceno 1,350
clorobenceno 1,407
1,2-dicloroetano 1,368
cloruro demetilo 1,596
tolueno 1,341
cloruro devinil 1,369
Estos tres estudios tambien concluyen que el mezclado es un factor critico en la
determination de la eficiencia de destruction. Aun cuando no pueda medirse, el mezclado es un
factor de igual o mayor importancia que otros parametros, tales como la temperatura. La manera
mas viable y eficiente de mej orar el mezclado en un incinerador es ajustandolo despues del arranque.
El nivel de control de 98% discutido en los parrafos previos presume un ajuste tal.
Por ultimo, una vez que la unidad esta construida, es responsabilidad del usuario operar y
mantener al incinerador para asegurar el cumplimiento con las regulaciones aplicables.
Incineradores de Flama Directa
Existen muchas configuraciones de incineradores con el mismo objetivo—llevar la corriente
conteniendo COV a la temperatura requerida de reaction y mantenerla ahi por el tiempo dado de
reaction, para alcanzar la eficiencia requerida de destruction. El ejemplo mas simple de tal
sistema es el incinerador de flama directa. Con referencia a la Figura 2.1, el incinerador de flama
directa se compone solo de la camara de combustion. El precalentador del gas residual y el
intercambiador de calor de recuperation secundaria de energia, son dispositivos de recuperation
de energia y no estan incluidos como parte del incinerador de flama directa.
Incineradores Recuperativos
Los incineradores recuperativos tienen una eficiencia energetica mej orada como resultado
de colocar intercambiadores de calor en las corrientes calientes de gas de salida. Con referencia
a la Figura 2.1, el incinerador recuperativo se compone de una camara de combustion, el
precalentador del gas residual y, de ser apropiado, el intercambiador de calor recuperador
secundario de energia.
2-8
-------
Recuperation Primaria de Energia (Precalentamiento de las Corrientes de Entrada) - Pueden
realizarse considerables ahorros de combustible utilizando el gas de salida (producto) para
precalentar la corriente de entrada de alimentation, el aire para la combustion o ambos, via un
intercambiador de calor, tal como se muestra en la Figura 2.1, en el llamado incinerador
"recuperative". Estos intercambiadores pueden recuperar hasta 70% de la energia (entalpia) en
el producto gas.
Los dos tipos de intercambiadores de calor mas comunmente utilizados son el de placa-a-
placa y el de envoltura y-tubo. Los intercambiadores de placa-a-placa ofrecen alta eficiencia de
recuperation energetica a costos mas baj os que los disenos de envoltura y-tubo. Tambien, debido
a su configuration modular, las unidades de placa-a-placa pueden ser construidas para lograr una
variedad de eficiencias. Pero cuando las temperaturas del gas exceden losl,000°F, los
intercambiadores de envoltura y-tubo usualmente tienen costos de compra mas baj os que los
disenos de placa-a-placa. Ademas, los intercambiadores de envoltura-y-tubo ofrecen una mejor
confiabilidad estructural a largo plazo que las unidades de placa-a-placa. [70] En cualquier caso,
debido a que la mayoria de los incineradores instalados son unidades en paquete, el diseno (y el
costo), de los intercambiadores recuperativos de calor han sido ya incorporados.
La mayoria de los intercambiadores de calor no se disenan para soportar temperaturas
alias, asi que la mayor parte de la energia necesaria para alcanzar la ignition es suministrada por la
combustion de combustible en la camara de combustion y en la practica solo se procuran
temperaturas de precalentado moderadas. (<1,200°F).
Recuperation Secundaria de Energia (Recuperation Adicional de Energia Desperdiciada)-
Debe notarse sin embargo que, al menos algo de la energia aportada por el combustible auxiliar en
las unidades termicas tradicionales (pero no recuperada en el precalentamiento de la corriente de
alimentation), puede aun ser recuperada. Pueden agregarse intercambiadores de calor adicionales
para proporcionar calor de proceso en la forma de vapor de baj a presion o de agua caliente para
aplicacion en el sitio. Obviamente, es necesario un uso en planta de tal energia de baj o nivel para
realizar estos ahorros.
La necesidad de este nivel mas alto de recuperation de energia sera dependiente del sitio
de la planta. El intercambiador de calor adicional es frecuentemente proporcionado por el
proveedor de la unidad de incineration. El costo de este intercambiador de calor adicional puede
ser estimado via correlaciones de intercambiadores de calor estandar y debe ser agregado a los
costos estimados utilizando la correlation de costos en esta section.
Incineradores Regenerativos
Puede hacerse ahora una distincion en los incineradores termicos en base a esta limitation
en la temperatura de precalentado. El enfoque tradicional para la recuperation de energia en
2-9
-------
Emission Source
Aux Air
c*
Stack '•
\
Mode A
Ceramic Packing
Heating Gas
^
T
w
Combustion
Chamber
Aux Fuel
Cooling Gas
Emission Source
J
: 1
^
1 *
Ceramic Packing
Cooling Gas
Ceramic Packing
Heating Gas
1
L
•
Combustion
Chamber
Fuel
Aux Air
ModeB
Figtira 2.2: Incinerador Termico Tipo Regenerable
estas unidades (mostradas esquematicamente en la Figura 2.1), aun requiere de una cantidad
importante de combustible auxiliar para ser quemado en la camara de combustion cuando los
valores calorificos del gas residual son muy bajos para sostener la temperatura requerida de
reaction con la temperatura moderada de precalentado empleada. Baj o estas condiciones, pueden
realizarse ahorros adicionales en unidades con transferencias mas completas de la energia de la
corriente de salida. Este es el concepto detras de los llamados sistemas de exceso-de-entalpia o
de quemador regenerable. Estos sistemas utilizan intercambiadores de calor de contacto directo
construidos de material de ceramica que pueda tolerar las altas temperaturas necesarias para
lograr la ignition de la corriente residual.
La operation de los sistemas regenerativos se ilustra en la Figura 2.2. El gas de entrada
pasa primero a traves del lecho caliente de ceramica, calentando la corriente (y enfriando el
lecho), a su temperatura de ignition. Si la temperatura requerida no es alcanzada, una pequena
cantidad de combustible auxiliar es agregado en la camara de combustion. Los gases calientes
reaccionan entonces (liberando energia), en la camara de combustion, mientras pasan a traves de
otro lecho de ceramica, calentandolo hasta la temperatura de salida de la camara de combustion.
El flujo del proceso es entonces alternado, alimentandose ahora la corriente de entrada al lecho
caliente. Este proceso ciclico permite una recuperation de energia muy alta (hasta de 95%).
2-10
-------
Los costos de capital mas altos asociados con estos intercambiadores de calor y camaras
de combustion de alto desempeno, pudieran ser compensados por los mayores ahorros en
combustible auxiliar, para que tal sistema sea economico. Los costos de estas unidades
regenerativas se daran separadamente en las correlaciones de costo presentadas en la Section
2.4. Los incineradores regenerativos no son unidades en paquete, sino que son ensambladas en el
campo solamente. Consecuentemente, los costos dados en la Section 2.4 para unidades
regenerativas son para unidades ensambladas en el campo.
2.2.2
Incineradores Cataliticos
Los incineradores cataliticos emplean un lecho de material activo (catalizador), que facilita
la reaction total de combustion dada en la Ecuacion 2.1. El catalizador tiene el efecto de aumentar
la proportion de reaction, facilitando la conversion a temperaturas de reaction mas baj as que en
las unidades de incineration termica. A pesar de eso, la corriente residual debe ser precalentada
a una temperatura lo suficientemente alta (usualmente de 3 00 a 900 °F), para iniciar las reacciones
de oxidation. La corriente residual es precalentada ya sea directamente en una camara de
combustion del precalentador o indirectamente por intercambio de calor con el efluente del
incinerador o con otro calor de proceso o con ambos (Figura 2.3). La corriente de gas precalentada
es entonces pasada sobre el lecho del catalizador. La reaction quimica (combustion), entre el
oxigeno en la corriente de gas y los contaminantes gaseosos toma lugar en la superficie del catalizador.
La incineration catalitica puede, en principio, ser utilizada para destruir esencialmente cualquier
compuesto oxidable en una corriente de aire. Sin embargo, hay limites practices a los tipos de
compuestos que pueden ser oxidados debido al efecto de envenenamiento que algunas especies
tienen sobre el catalizador. Estos limites se describen despues. Adicionalmente, la mayoria de las
configuraciones requieren un baj o valor calorifico del gas de entrada y un contenido de particulado
que sea menor que algun valor pequeno.
Aux Fuel
Aux Air
>
r>
Preheater
Chamber
fe,
W
Catalyst
Chamber
^
w
Emission Sources
Dilution Air
Waste Gas
Preheater
fe,
W
Secondary
Energy
Recovery
• Stack
Figura 23°. Incinerador Catalitico
2-11
-------
Hasta hace poco, el uso de la oxidation catalitica para el control de contaminantes gaseosos
habia estado realmente restringida a compuestos organicos conteniendo solo carbon, hidrogeno y
oxigeno. Los gases conteniendo compuestos con cloro, azufre y otros atomos que pueden desactivar
los catalizadores de metal noble soportado que frecuentemente se utiliza para el control de COV,
no fueron adecuadamente controlados por los sistemas de oxidation catalitica. Sin embargo,
existen ahora catalizadores que son tolerantes de tales compuestos. La mayoria de estos
catalizadores son oxidos de metal solos o mezclados, a veces soportados por un soporte
mecanicamente fuerte tal como la alumina. Tal vez la mayor parte del desarrollo de catalizadores
tolerantes a venenos se ha enfocado a la oxidation de COVs conteniendo cloro. Estos compuestos
son ampliamente utilizados como solventes y desengrasantes y con frecuencia son la causa de
preocupacion en el control de COV. Los catalizadores tales como los de cromo/alumina [71,72],
oxido de cobalto [73], y oxido de cobre/oxido de manganeso [74], han sido utilizados para la
oxidation de gases conteniendo compuestos dorados. Los catalizadores abase de platino son
activos para la oxidation de COVs conteniendo azufre., aunque son rapidamente desactivados
por la presencia de cloro. Los compuestos conteniendo atomos tales como plomo, arsenico y
fosforo, deben, en general, ser considerados venenos para la mayoria de los catalizadores de
oxidation. No obstante, su concentration puede ser suficientemente baja, de modo que la
proportion de desactivacion y por lo tanto, los costos de reemplazo del catalizador, pudiera ser
suficientemente baj a para considerar la oxidation catalitica.
Tal como foe el caso con las unidades termicas, es imposible predecir a priori la temperatura
y el tiempo de residencia (v.g., proportion espacial inversa), necesarios para obtener un cierto
nivel de conversion de una mezcla de COV en un sistema de oxidation catalitica. Por ej emplo, en
la Tabla 2.2 de Pope etal. [73], se muestra la temperatura necesaria para conversion de 80% de
un numero de COVs sobre dos catalizadores de oxidation en un diseno especifico de reactor.
Esta tabla muestra que la temperatura requerida para este nivel de conversion de diferentes COVs
sobre un catalizador dado y del mismo VOC sobre un catalizador diferente, puede variar
significativamente.
Tabla 2.2 Temperaturas del Catalizador Requeridas para Oxidar 80% del COV
Entrante a CO2,EF para Dos Catalizadores
Temperatura. °F
Compuesto CO^O4 Pt - Panal de Abeja.
Acroleina 382 294
n-butanol 413 440
n-propilamina 460 489
Tolueno 476 373
Acido n-butirico 517 451
1,1,1-tricloroetano 661 >661
= 512
2-12
-------
La materia particulada, incluyendo minerales disueltos en aerosol, pueden cegar rapidamente
los poros del catalizador y desactivarlos con el tiempo. Debido a que esencialmente toda la
superficie activa del catalizador esta contenida en poros relativamente pequenos, la materia
particulada no necesita ser grande para cegar al catalizador. No existen guias en particular acerca
de la concentration de particulado ni del tamano del particulado que puede ser tolerado por el
catalizador, debido a que el tamano y volumen de los poros pueden variar grandemente.
La razon de flujo volumetrico del gas y la concentration de combustibles en el gas que fluye
hacia el incinerador catalitico, debe ser constante para operation optima. Grandes fluctuaciones
en la razon de flujo causaran que la conversion de COVs tambien fluctue. Los cambios en la
concentration o tipo de organicos en la corriente del gas pueden tambien afectar la conversion
total de los COV contaminantes. Estos cambios en la razon de flujo, en la concentration de
organicos y en la composition quimica, son generalmente el resultado de perturbaciones en el
proceso de manufactura que genera la corriente residual. Puede ser antieconomico cambiar el
proceso con el fin de hacer factible la operation del incinerador catalitico. En tales casos, los
incineradores termicos (discutidos anteriormente en este capitulo) o la adsorcion con carbon
(discutida en la Section 3.1 de este Manual), pueden ser evaluados como altemativas de tecnologia
decontrol.
El metodo de poner en contacto a la corriente que contiene los COV con el catalizador,
sirve para distinguir los sistemas de incineration catalitica. Ambos sistemas, de lecho fij o y de
lechofluidizado, sonutilizados.
Incineradores Cataliticos de Lecho Fij o
Los incineradores cataliticos de lecho fijo pueden usar un catalizador monolito o un
catalizador de lecho empacado. Cada uno de estos es discutido mas adelante.
Incineradores Cataliticos Monolito - El metodo mas generalizado de poner en contacto a la
corriente conteniendo COV con el catalizador es el catalizador monolito. En este esquema, el
catalizador es un bloque solido poroso conteniendo canal es paralelos no interconectados, alineados
en la direction del flujo del gas. Los monolitos ofrecen las ventajas de minima atricion debido a
expansion/contraction termica durante el arranque/paro y baja caida de presion total.
Incineradores Cataliticos de Lecho Empacado - Un segundo esquema de poner en contacto
es un lecho empacado simple en el cual las particulas del catalizador estan soportadas ya sea en un
tubo o en bandej as poco profundas a traves de los cuales pasan los gases. El primer esquema no
es de uso muy generalizado debido a su caida de presion inherentemente alta comparada con un
monolito y al rompimiento de las parti culas de catalizador debido a expansion termica cuando el
lecho confinado del catalizador es calentado/enfiiado durante el arranque/paro. Sin embargo, el
arreglo tipo bandej a, donde el catalizador esta en formapelletized(de comprimidos) es utilizado
2-13
-------
porvariasindustrias(v.g., impresion por offset con malla al calor). El catalizador en forma de
comprimidos es una ventaja donde estan presentes grandes cantidades de contaminantes tales
como compuestos de fosforo o de silicon. [75]
Incineradores Cataliticos de Lecho Fluidizado
Un tercer patron para hacer contacto entre el gas y el catalizador es un lecho fluidizado.
Los lechos fluidizados tienen la ventaj a de razones de transferencia de masa muy altas, aunque la
caida de presion total es ligeramente mas alta que para un monolito. Una ventaj a adicional de los
lechos fluidizados es una mayor transferencia de calor del lado del lecho, comparada con un
coeficiente de transferencia de calor normal de un gas. Esta proportion de transferencia de calor
mas alta a los tubos de transferencia de calor inmersos en el lecho, permite may ores razones de
liberation de calor por unidad de volumen de gas procesado y por lo tanto, puede permitir procesar
gas residual con valores calorificos may ores sin exceder las temperaturas maximas permisibles en
el lecho del catalizador. En estos reactores, el aumento de la temperatura de la fase gas desde la
entrada hasta la salida del gas es baj o, dependiendo del grado de transferencia de calor a traves
de superficies de transferencia de calor enclavadas. Las temperaturas del catalizador dependen
de la proportion de reaction ocurriendo en la superficie del catalizador y de la proportion de
transferencia de calor entre el catalizador y las superficies de transferencia de calor enclavadas.
Como una regla general, los sistemas de lecho fluidizado toleran mas los particulados en la
corriente de gas que los catalizadores de lecho fij o o los monoliticos. Esto es debido a la abrasion
constante de los comprimidos fluidizados del catalizador, lo cual ayuda a remover estas particulas
del exterior del catalizador de una manera continua. Una desventaj a de un lecho fluidizado es la
perdida gradual de catalizador por atricion. Se han desarrollado catalizadores resistentes a la
abrasion para superar esta desventaj a. [76]
2.2.3 Otras Consideraciones: Eqtiipo Auxiliar, Ueidades ee Paqtiete contra
Eesambladas ee el Campo
Unidades en Paquete vs. Ensambladas en el Campo
Con la exception de los incineradores regenerativos, las correlaciones de costo de equipo
incluidas en este capitulo son solo para unidades en paquete. No son validas para unidades
ensambladas en el campo. Para incineradores regenerativos, las correlaciones son validas solo
para unidades ensambladas en el campo. Las unidades en paquete son unidades que han sido
fabricadas en el taller y contienen todos los elementos necesarios para la operation, excepto las
conexiones a los establecimientos en el sitio, v.g., servicios. Estos elementos incluyen la camara
de combustion, el precalentador, la instrumentation, el ventiladory el acero estructural necesario,
la tuberia y el equipo electrico. Este equipo es ensamblado y montado en una "tarima" para
facilitar la instalacion sobre unos cimientos en el sitio de la planta. La conexion a la fuente local de
2-14
-------
emision no es parte de la unidad en paquete. Las unidades son usualmente dimensionadas para
manej ar razones de fluj o de < 20,000 scfrn (/F/min), pero pueden ser construidas para acomodar
proporciones de flujo hasta de 50,000 scfrn. Las correlaciones de costo en este capitulo son
validas para 50,000 scfrn para unidades en paquete, excepto para unidades de lecho fluidizado
las cuales son validas para 25,000 scfrn.
Por el contrario, las unidades ensambladas en el campo pueden ser construidas de cualquier
tamano deseado. La camara de combustion, el precalentador y otros tipos de equipos, son
disenados y fabricados individualmente y ensamblados en el sitio. Sin embargo, los costos de
ambos, el equipo y la instalacion de las unidades ensambladas en el campo son tipicamente may ores
que aquellos para unidades en paquete de tamano equivalente, porque los factores que mej oran la
eficiencia de la fabrication en el taller, tales como el ambiente de trabaj o uniforme, la disponibilidad
de herramientas y equipos y programas de trabaj o mas eficientes, por lo general no estan disponibles
en el campo.
Absorbedores de Gas Acido
La corriente final de salida de cualquier sistema de incineration puede contener ciertos
contaminantes que deben ser removidos. La combustion de compuestos conteniendo azufre
resulta en SO2, mientras que los compuestos dorados producen C12 y HC1 en la corriente producto.
Estos gases acidos deben ser removidos de la corriente de gas si estan presentes en concentraciones
importantes (las regulaciones de los limites de estos gases varian de estado a estado). Esta
remocion puede ser efectuada, por ejemplo, en un absorbedor de gas de lecho empacado
(absorbedor vertical), en el cual el gas de la combustion es puesto en contacto con un liquido
caustico absorbedor. Para los reactores cataliticos de lecho fluidizado, con frecuencia se utilizan
absorbedores venturi porque permiten la remocion de particulado, asi como la absorcion de gas
acido. En la mayoria de los casos, agregar un absorbedor o una torre lavadora aumenta
significativamente el costo de la unidad de incineration, a veces por un factor de dos. El costeo de
los absorbedores se discute en el capitulo "Absorbedores de Gas" Section de este Manual.
Si en el gas residual estan presentes COVs dorados, los intercambiadores de calor pueden
requerir materiales de construction especiales. Este gasto agregado no esta incluido en los
procedimientos de costeo descritos en esta section.
Intercambiadores de Calor (Precalentadores y Otras Unidades de Recuperation de Energia
Desperdiciada)
Para las unidades termicas y cataliticas que tienen algun grado de recuperation de energia,
el costo del intercambiador de calor primario esta incluido en el costo y su diseno es hecho
usualmente por el proveedor del incinerador. Las correlaciones de costos presentadas en este
capitulo incluyen a ambas unidades con y sin recuperation de energia. La recuperation secundaria
2-15
-------
de energia, de desearse, requiere un intercambiador de calor adicional, el cual tambien es a veces
proporcionado por el proveedor de la unidad de incineracion. Los procedimientos de costeo
para la recuperation secundaria de energia no estan incluidos en esta section.
Otro Equipo Auxiliar
Los equipos auxiliares adicionales tales como campanas, conductos, preenfriadores, ciclones,
ventiladores, motores y chimeneas, son consignados separadamente en otras secciones de este
Manual.
2.2.4 Comparacion de Teceologfas
Anibos sistemas de incineracion termica y catalitica son disenados para proporcionar control
de COV a traves de la combustion, a un nivel en cumplimiento con los requisites estatales y
federates aplicables. Dado el amplio rango de opciones disponibles, sin embargo, es obvio que no
cualquier incinerador cumplira con estos requisites al mismo costo. Esta section presenta un
primer paso en la decision de como abordar mej or el abatimiento de emisiones de COV utilizando
incineradores, considerando algunos factores cualitativos pertinentes a los tipos de incineradores
descritos en este capitulo. La intention del resto de esta section, es la de proporcionar un metodo
por el cual pueda ser calculado el costo del control de COV para una aplicacion particular.
En la Tabla 2.3 se presenta un resumen de los principales tipos de incineradores. De las
discusiones anteriores, los siguientes factores relacionados con la presencia de contaminantes,
deben ser considerados por los usuarios potenciales [27]:
• El ensuciamiento del catalizador en un sistema catalitico es una posibilidad. Los venenos
del sistema incluyen metales pesados, fosforo, azufre y la mayoria de los halogenos, aunque
se han desarrollado catalizadores que son resistentes al cloro.
• La posibilidad de perturbaciones del proceso que pudieran liberar cualquiera de los venenos
anteriores o causar fluctuaciones en el valor caloiifico del incinerador, favoreceria un sistema
termico.
• Excepto los de grado No. 2, los aceites combustibles no deben ser considerados como
combustible auxiliar en un sistema catalitico, debido al azufre y al vanadio que pueden
contener.[75]
Todos los factores anteriores servirian para aumentar los costos de operation de una unidad
catalitica a traves de los costos de reposition del catalizador. Un factor adicional se relaciona con
la eficiencia energetica de los varios tipos de incineradores:
2-16
-------
• Las unidades termicas generalmente requieren mas combustible auxiliar que las unidades
cataliticas y operan a temperaturas que son ligeramente may ores a 1,000 °F. Esta diferencia
en requerimientos de combustible, se aumenta a medida que decrece el valor calorifico de
la corriente residual.
En general, existe un trueque entre los costos de capital mas altos de los incineradores
cataliticos y los costos de operation mas altos de los incineradores termicos. Esta diferencia sera
ilustrada por un ejemplo de diseno presentado en la Section 2.4 que trata de ambas tecnologias.
Tabla 2.3: Principales Tecnologias de Incineration de COV
Sistemas Termicos SistemasCataliticos
• Incineradoresde Flama Di recta • LechoFijo
• Incineradores Recuperativos (Flama Directa con Intercambiador - Monolito
de Calor Recuperative)
• Incinerador Regenerative Operando en un Modo Cfclico - Lecho Empacado
• Lecho Fluidizado
2.3 Tratamiento General de Balances de Materia y Energia
En el diseno del tamano y costo del incinerador y en el calculo de los requerimientos de
combustible auxiliar, es necesario hacer balances de materia y energia alrededor de toda la unidad
del incinerador y alrededor de partes seleccionadas de la unidad, tales como la camara de
combustion del precalentador. Esta section presenta un enfoque general a la realization de estos
balances.
Estos balances estan basados en la ley de conservation de masa y energia. Pueden ser
expresados en forma de ecuacion general como
Entrada - Salida + Generation = Acumulacion (2.4)
Debido a que el proceso de incineration es un proceso en estado estable, el termino de acumulacion
es cero y la ecuacion se convierte
Entrada - Salida + Generation = 0 (2.5)
Para los balances de masa es util restringir los balances por hacer, a la masa de cada especie
atomica, de modo que para los balances de masa el termino de generation se hace cero. Sin
2-17
-------
embargo, debido a que la reaction de combustion libera energia, los balances de energia alrededor
del equipo donde toma lugar la combustion, incluiria un termino de generation. Entonces, las
ecuaciones simplificadas son
Entrada - Salida = 0, para balances de masa en esado estable ^ ' '
(2 7)
Entrada - Salida + Generacion = 0 , para balances de masa en esado estable v ' '
Para el proceso de incineration, los dos terminos Entrada y Salida son generalmente
terminos de masa (para balances de masa), de la forma
m = p q (2.8)
donde
p = densidad (masa por unidad de volumen)
Q = razondeflujovolumetri co (volumen por uni dad detiempo)
o terminos de calor sensible (para un balance de energia), de la forma
Q = m M = pq p (T - T,lf) (2.9)
donde
C = capacidad calorifica
T = temperatura
La temperatura de referencia (reference temperature, T \ con frecuencia se toma como
que es cero o la temperatura de alguna corriente conveniente, v.g., la corriente entente de gas, en
cualquier unidad en que este T, de modo que el termino Tre/pudiera no aparecer en las ecuaciones.
Cuando la temperatura de referencia (reference temperature, T) se toma como cero, los terminos
de calor sensible se convierten en
Q = r Q Cp T (2.10)
Las perdidas de energia, HL, son tambien parte del termino Salida y, para el proceso
incinerador, se toman aqui como que son el 10% del total de energia de entrada al incinerador.
2-18
-------
Para el proceso de incineration, el termino de generation para balances de energia toma en
cuenta la energia liberada a traves de las reacciones de combustion. Este termino es generalmente
de la forma
Q = r Q C-AAJ (2.11)
donde
(-A/?) = calor de combustion.
v c;
2.4 Procedimientos de Diseflo
El siguiente procedimiento esta disenado para proporcionar los parametros a utilizarse en
el desarrollo de una estimation de costos de estudio (exactitud ± 30%). Los principales parametros
de interes son
• Razon de flujo del gas de combustion, sobre la cual se basan todas las correlaciones de
costos del equipo.
• Requerimientos de combustible auxiliar, lo cual es importante al determinar los costos de
operation anuales.
Para las aplicaciones que incluyen el control de corrientes de gas residual que son mezclas
diluidas de COVs en aire (>20% de oxigeno en la corriente de gas residual), la razon de flujo del
gas de combustion es mayor que la razon de flujo del gas residual de entrada por la cantidad de
combustible auxiliary el aumento en moles de gas como resultado de la reaction de combustion.
Debido a que estos dos factores usualmente causan solo pequenos aumentos en la razon de flujo,
pueden hacerse un numero de suposiciones simplificadoras en los calculos de diseno. Para
aplicaciones donde deba usarse aire diluyente para ajustar la concentration de combustible en el
gas residual a 25% del LEL y donde son necesarios combustible auxiliar y aire auxiliar de combustion,
deben hacerse balances de masa y energia mas completos.
El procedimiento de diseno ilustrado a continuation es para corrientes de gas residual que
son mezclas diluidas de COVs en aire (>20% de oxigeno en la corriente de gas residual). En esta
discusion, el procedimiento de diseno sera ilustrado por un simple problema que sera resuelto
paso a paso.
2-19
-------
2.4.1 Pasos Commies a las Ueidades Termicas y Cataliticas
Paso 1 - Establecer especiflcaciones de disefio El primer paso en el procedimiento de diseno
es determinar las especiflcaciones del incineradory del gas residual a ser procesado. Los siguientes
parametros de la corriente de gas residual en la fuente de emision deben estar disponibles:
• Razon de fluj o volumetrico, scfrn—Las condiciones estandares normalmente son 77°F y
1 atm. de presion
Temperatura
• Contenido de oxigeno
• Composition quimica de los combustibles
• Contenido de incites
• Valor calorifico—En algunos casos, el valor calorifico puede actuar como un sustituto de
la composition quimica de los combustibles. Esto es particularmente cierto para mezclas
diluidas de combustibles en el aire.
• Contenido de particulado—El contenido de particulado es importante si los incineradores
cataliticos van a estar recubiertos. Puede ser suficiente un filtro corriente arriba si el
contenido de particulados no es muy alto. Los incineradores cataliticos de lecho fluidizado
pueden tolerar may ores contenidos de particulado que los incineradores cataliticos de
lecho fijo.
Los siguientes parametros deben especificarse para el incinerador:
Eficiencia de control requerida—Esta eficiencia debe estar basada en requerimientos
dictados por las regulaciones estatales y federates relevantes.
• Temperatura a la salida de la camara de combustion—Esta temperatura puede tambien
estar basada en requerimientos de una regulation o en recomendaciones desarrolladas
durante el desarrollo regulatorio.
• Por ciento de recuperation de energia deseado—El por ciento de recuperation de energia
deseado debe ser el resultado de un proceso de optimization en el cual se estiman los
costos de incineradores con diferentes niveles de recuperation de energia y se selecciona
el diseno de costo minimo. El trueque es entre el costo de capital del equipo de recuperation
de energia y el costo de operation (combustible).
Las especiflcaciones para el problema de muestra estan dadas en la Tabla 2.4
2-20
-------
Tabla 2.4: Especificaciones para el ProblemaMuestra
Variable Valor
Relacion de Flujo Vol. del Gas Residual Entrando al Precalentador, 20,000
Qwi, scfm
Temp, del Gas Residual Entrando al Precalentador,Twi, °F 100
Composicion
- Contenido de Benceno, ppmv 1000
- Contenido de Cloruro de Metilo, ppmv 1000
- Contenido de Aire Balance
Contenido de Particulado Negligible
Contenido de Humedad Negligible
Efficiencia de Control Descada, % 98
Por Ciento Deseado de Recuperacion de Energia, RE% 70
Paso 2 - Verificar que el coeteeido de oxfgeeo del gas residual exceda de 20% Debe
haber suficiente oxigeno en el gas residual para soportar la combustion de los organicos residuales
(incluyendo COVs) y del combustible auxiliar, si se necesita combustible auxiliar. Puede ser
necesario agregar aire si el contenido de oxigeno es menor de alrededor de 20%. Este ejemplo
esta basado en corrientes que contienen >20% de oxigeno, tal como se muestra a continuation:
Contenido de Aire, % Vol.=
1,000 (ppm) 1,000 (ppm) n\r\
100 -— r2-^ x 100 - r2-^ x 100 = 99.8% l/'1Zj
Contenido de Oxigeno = 98.8% x 0.209 = 20.86%
Paso 3 - Calcular el LEL y el por ciento del LEL de la mezda de gas Nota: Si la corriente
residual contiene una cantidad importante de incites ademas del nitrogeno asociado con el oxigeno
en el aire, el calculo del LEL (y del UEL), pierde significado, puesto que el LEL (y el UEL), solo
se mide en mezclas de organicos con aire. En tal caso, es necesario un analisis quimico completo
para completar el procedimiento de diseno.
2-21
-------
El ejemplo aqui seleccionado es tipico, en cuanto que hay mas de un componente COV en
la corriente de gas. Un metodo aproximado para calcular el LEL de una mezcla de compuestos,
LELmix, esta dado por Grelecki [78] como
(2-14)
donde
x. =
LEL} =
n =
fraction volumetrica del componente combustible /'
limite inferior de explosividad del componente combustible/' (ppmv)
numero de componentes combustibles en la mezcla
Para el caso del ejemplo,
xt = (l,000 + 1,000) x 10"6 = 2,000 x 10
-6
(2.14a)
De referencias estandares [78] o del Apendice 3F,
LELU =
Bz
LELMC=
14,000 ppmv para benceno
82,5000 ppmv para cloruro de metilo
LELmir =
1,000
1,000
2,000 x 14,000 2,000 x 82,500
= 23,938 ppmv (2.14b)
% LEL,
cone, total de combustible en la mezcla
x 100
(2.15)
% LEL,
2,000
23,938
x 100 = 8.4%
(2.15a)
2-22
-------
El por ciento del LEL de la mezcla es por lo tanto 8.4%. Debido a que este esta muy por
debaj o de 25%, en este ej emplo no se necesita aire para dilution. Si la mezcla hubiera estado por
encima del 25% del LEL, hubiera sido necesario suficiente aire de dilution para traer la concentration
de la mezcla a menos del 25% para satisfacer las regulaciones del seguro contra incendio.
Paso 4 - Calcular el calor de combustion volumetrico de las corrieetes de gas residual, (-
A^c ), Btu/scf El contenido de energia de la corriente de gas, expresada en terminos del calor de
combustion, es calculada como sigue:
' (2.16)
/ = 1
donde:
(- Ahc) = calor de combustion de la corriente residual (BTU/scf)
(-Ah ) = calor de combustion volumetrico del componente i a 25 °C (BTU/scf)
cw
x. =fraction volumen del componente /' en el gas residual
n = numero de componentes combustibles en el gas residual
El calor de combustion que debe ser utilizado en estos calculos es el calor de combustion
"mas baj o", v.g., con agua en fase gas en vez de con agua liquida como producto de la reaction,
puesto que el agua deja al incinerador en estado de vapor. Del Apendice 3F o de referencias
estandares [79,80], con las unidades de conversion apropiadas, el calor de combustion volumetrico
a 25 °C para dos componentes es calculado como sigue:
(- Ahc ) = 3,475 Btu/scf para benceno
(- Ahc ) = 705 Btu/scf para cloruro de metilo
Las composiciones especificadas anteriormente como ppmv se convierten a fracciones
volumetricas como sigue:
xBz = 1,000 ppmv x 10"6= 10"3 para benceno
XMC = 1,000 ppmv x 10"6= 10"3 para cloruro de metilo
2-23
-------
Utilizando estos valores de calor de combustion y de composition, el calor de combustion
del gas residual por pie cubico estandar del gas de entrada es
(-AA.J = (3,475) (10-3) + (705) (10-3) = 4.18 f
Suponiendo que el gas residual es principalmente aire, con un peso molecular de 28.97 y
una densidad correspondiente de 0.0739 Ib/scf, el calor de combustion por libra de gas residual
de entrada es:
\\(-Ah ) = 56.6Btu/lb
°w
Por convention, el calor de combustion negativo denota una reaction exotermica. Tambien por
convention, si uno se refiere al calor de reaction en vez de al calor de combustion, entonces un
valor positivo denota una reaction exotermica.
Empiricamente, se ha encontrado que 50 Btu/sc/corresponde aproximadamente al LEL
de mezclas de organicos/aire. Los codigos de los seguros requieren un valor menor al 25% del
LEL, lo que corresponde a cerca de 13 Btu/sc/! Sin embargo, si se instalan sensores y monitores
del LEL, uno puede incinerar a un gas residual con un contenido organico combustible entre el 25
y el 50% del LEL, lo cual corresponde a 13 a 25 Btu/sc/!
Para aplicaciones cataliticas, el calor de combustion normalmente debe ser menor que 10
Btu/sc/(para COV en aire), para evitar temperaturas excesivamente altas en el lecho catalitico.
Esto es, por supuesto, solo una guia aproximada y puede variar de sistema a sistema.
Despues del Paso 4, la determination del procedimiento de diseno del (-Ahcv) para
incineradores termicos y cataliticos se discute separadamente, empezando con el Paso 5 para
cada tipo de incinerador.
2.4.2 Pasos Especificos a las Ueidades Termicas
En la Figura 2.1 se muestra un incinerador termico generico con las corrientes apropiadas
identificadas.
Paso 5t - Establecer la temperature a la cual operara el incinerador Tal como se menciono
en la Section 2.2.1, ambas, la temperatura del reactor y el tiempo de residencia del gas residual en
el reactor determinan el nivel de destruction de los COV En general, las regulaciones estatales y
locales especifican el nivel de destruction requerido que el cliente debe cumplir. En este ejemplo
2-24
-------
se especificauna eficiencia de destruction de 98%. Estudios porMascone [67,68,69], muestran
que esta eficiencia de destruction puede lograrse en un incinerador termico operado a una
temperatura, T , del,600 °Fy untiempo deresidenciade 0.75 segundos. (Nota: estenivel alto
de eficiencia es el minima alcanzable por cualquier incinerador nuevo apropiadamente disenado y
operado. Muchos incineradores pueden alcanzar eficiencias de destruction de 99% o may ores).
Paso 6t - Calcular la temperatura del gas residual a la salida del precaleetador El grado
de intercambio de calor a ser realizado en el precalentador es resultado de un procedimiento de
optimization tecnico y economico que no esta ilustrado en este ejemplo. A medida que la
temperatura de la corriente de COV que deja al intercambiador de calor, Two, aumenta, el
requerimiento de combustible auxiliar disminuye pero a costa de un intercambiador de calor mas
grande. Sin embargo, hay varios limites importantes a Two. Primero, Tm no debe estar cerca de
la temperatura de ignition del gas que contiene organicos para prevenir alzas daninas de temperatura
dentro del intercambiador de calor en caso de que el gas se encienda. Segundo, para gases
conteniendo halogenos, azufre y fosforo (u otros atomos formadores de acido), la temperatura del
gas de combustion despues del intercambiador de calor, Tfo, no debe caer por debajo del punto
de rocio del acido. Ambas restricciones limitan la cantidad de intercambio de calor y por lo tanto
el valor maximo de Tm. El calculo del punto de rocio del acido no es simple. Se recomienda
procurar la asesoria del proveedor para asegurar que nunca se alcance el punto de rocio. La
condensation de gases acidos resultara en corrosion de muchos de los metales utilizados en los
intercambiadores de calor. Como ejemplo, contenidos de azufre en el combustible de 1 a 2 por
ciento pueden dar puntos de rocio del acido de cerca de 200 a 270°F. Aumentando el contenido
de azufre a 4 por ciento elevara el rocio hasta cerca de 290°F. El cloro y el fosforo tienen un
menor efecto en la elevation del rocio del acido.
Con las siguientes suposiciones, uno puede estimar T utilizando la Ecuacion 2.2, la
wo
definition de recuperation fraccional de energia para un intercambiador de calor.
• La recuperation fraccional de energia esta especificada.
• La cantidad de combustible auxiliar, Q y de aire de combustion auxiliar, Q son pequenos
con relation al gas residual, Q , asi que las razones de flujo de masa de los gases, p Q
y/? <2 en ambos lados del precalentador son aproximadamente las mismas,
P*Q* = PfQr (2.17)
Las capacidades calorificas de los gases en ambos lados del precalentador son
aproximadamente las mismas, independientemente de la composition. Esto es verdad
para corrientes residuales que son mezclas diluidas de organicos en aire, las propiedades
de las corrientes cambian muy poco con la combustion.
2-25
-------
• Las capacidades calorificas medias por encima de la temperatura de referenda de los gases
en ambos lados del precalentador son aproximadamente las mismas independientemente
de la temperatura.
Con estas suposiciones, la ecuacion de la recuperation fractional de energia para un intercambiador
de calor se vuelve
Recuperacion Fraccional de Energia =
del incinerador, T de 1,600 °F y una temperatura del gas residual de entrada, 7^, de 100 °F, la
Para este ej emplo con una recuperation fractional de energia de 0.70, una temperatura de operation
del incinerador, T de 1,600 °F y una temperatura del gas resic
temperatura del gas residual al final de precalentador se vuelve
T = 1,150 °F
'"o
La temperatura del gas de salida, T , puede ser determinada por un balance de energia en
Jo
el precalentador, el cual, con las mismas suposiciones utilizadas en la derivation de la Ecuacion
2.22 con relation a las razones de flujo masay a las capacidades calorificas promedio de los
gases involucrados, resulta en la siguiente ecuacion:
Tf,-TL =T«,-T», (2-19)
v.g., la elevation de temperatura en el gas residual es aproximadamente igual al decremento en
temperatura en el gas de combustion con el cual es intercambiado. Para este ej emplo, esto
resulta en lo siguiente:
7, = 550°F
Jo
Este valor de T debe estar muy por encima del punto de rocio del acido de la corriente del gas
de combustion.
Debe recordarse que T debe estar muy por debaj o de la temperatura de ignition de la
corriente de COV para prevenir alzas no requeridas de temperatura en el precalentador. Esto
debe ser verificado aun si la corriente esta muy por debaj o del LEL, porque los limites de flamabilidad
pueden ser ampliados aumentando la temperatura de la corriente reaccionante. Una temperatura
de precalentamiento suficientemente alta, T , puede iniciar una reaction (con desprendimiento de
wo
calor), en el precalentador. De ordinario, esto seria en detrimento de los materiales de construction
en el intercambiador de calor. La unica exception es el incinerador termico del tipo regenerable
2-26
-------
descrito en la Section 2.2. La recuperation de energia del 95 por ciento, obtenible en un sistema
regenerable resultaria en este ejemplo en una T de 1,525°F. La importante proportion de
wo
reaction que ocurriria a esta temperatura en el empaque de ceramica del intercambiador de calor/
reactor es por disefio.
Paso It - Calcular los reqtierimieetos de combustible auxiliar, Qaf El combustible auxiliar
sera necesario casi invariablemente para el arranque de la unidad. Sin embargo, en estado
estable, si la energia liberada por la combustion de los organicos presentes en la corriente residual
es suficiente para mantener la temperatura del reactor (1,600 °F por ejemplo), solo una pequena
cantidad de combustible auxiliar (<5% de la entrada total de la energia), es necesaria para estabilizar
la flama. En la mayoria de los casos, sin embargo, para mantener la temperatura del reactor se
requeriramas combustible que solo este combustible estabilizador.
Con las siguientes suposiciones, uno puede estimar Q iitilizando un balance de masa y de
energia alrededor de la camara de combustion y siguiendo los principles discutidos en la Section
2.2, con referencia a la Figura 2.1.
• La temperatura de referencia (reference temperature, T \ es tomada como la temperatura
de entrada del combustible auxiliar, T.
of
* No se requiere aire auxiliar, Q .
* Las perdidas de energia, H se suponen que son 10% de la entrada total de energia al
incinerador arriba de las condiciones ambientales.[81,82] entonces, si la temperatura de
referencia esta cerca de las condiciones ambientales,
= 0.1
(Tfi-Tref) (2.20)
Las capacidades calorificas de los gases residuales de entrada y de salida de la camara
de combustion son aproximadamente las mismas, independientemente de la composition.
Esto es verdad para corrientes residuales que son mezclas diluidas de organicos en aire,
las propiedades de las corrientes cambian muy poco con la combustion.
Las capacidades calorificas medias por arriba de la temperatura de referencia (reference
temperature, T) del gas residual de entrada y de salida de la camara de combustion son
aproximadamente las mismas independientemente de la temperatura. Por lo que la
capacidad calorifica media de la corriente de gas residual de entrada y de salida de la
camara de combustion debe ser evaluada al promedio de T y Tf. Para aire esta
r w0 J fi
suposicion introduce un error a lo sumo, 5% sobre la temperatura de interes.
2-27
-------
Con estas suposiclones, el balance de masa y energia alrededor de la camara de combustion
se reduce a la siguiente ecuacion:
p. Q, \cpm (i.i7>.-rw - O.IT;.,) - (-AA, )|
/~\ L > ' > ' J
Paf Qaf =
Los datos de entrada para esta ecuacion se resumen a continuation:
La corriente residual es esencialmente aire, asi que
p = p =0.0739 Ib/scf, aire a 77 °F, 1 atm.
fw0 rWi
Cpm = 0.255Btu//5 F, la capacidad calorifica del aire entre 77°F y 1,375 °F (latemperatura
promedio del gas residual de entrada y de salida de la camara de combustion)
Qw = Qw = 20,000 scfm
(-A/zc ) = 21,502 Btu/lb, para metano
af
T^ = Tref = 77 °F, suponga condiciones ambientales
p^ = 0.0408 lb/ft3, metano a 77°F ,1 atm.
Tfi = 1,600°F, del Paso 5t
Tw = 1,150°F, del Paso 6t
(-A/ic ) = 56.6 Btu/lb. del Paso 4
• Otros datos de entrada para la Ecuacion 2.21 incluyen:
Substituyendo los valores anted ores en la Ecuacion 2.27 resulta en:
Q =161 scftn
z-'af J
Los valores de los parametros en el balance de energia se resumen en la Tabla 2.5.
Es instructive examinar la magnitud de los varios terminos en el balance de energia alrededor
de la camara de combustion para el problema de muestra. Esto se hace en la Tabla 2.6. El
balance de energia mostrado no resulta exactamente en cero debido al error de redondeo y a las
2-28
-------
Tabla 2.5: Resumen de la Valoracion de las Variables del Problema de Ejemplo
Corriente Subindice, j pj, Ib/scf Q, scfm Q»y, Btu/lb °F T), °F
ENTRADA- Calor Sensible
Aire Auxiliar a na na na
Combustible Auxiliar af 0.0408 167 1
Gas Residual w0 0.0739 20,000 0.255
SALIDA- Calor Sensible
Corriente Residual f 0.0739 20,167 0.255
na
77
1,150
1,600
(-Ahc), gas residual = 56.6 Btu/lb
(-ihc), combustible auxiliar = 21,502 Btu/lb
na No Aplicable
1 No se utiliza porque la temperature de referenda se toma igual a la temperature del combustible auxiliar.
Tabla 2.6: Terminos en el Balance de Energia Alrededor de la Camara de Combustion
Problema de Ejemplo
Corriente _ Subindice, j Valor, Btu/m in
ENTRADA- Calor Sensible, p/QjC^CT/ - Tret)
Aire Auxiliar a 0
Gas Residual W0 404,403
SALIDA- Calor Sensible,
Corriente Residual f 578,796
SALIDA- Perdidas
10% del total de energia que entra 57,880
GENERACION- Calor de Combustion, pA(-Ahe»)
Gas Residual w0 83,655
Combustible Auxiliar af 146,506
2-29
-------
suposiciones simplificadoras. En la Tabla 2.6 se muestra que el mayor termino de entrada es el
calor sensible del gas residual de entrada. El calor de combustion de los organicos contenidos en
la corriente de gas residual es algo menor que el del metano auxiliar debido a la cantidad
relativamente pequena de organicos en la corriente del gas residual. El termino mas grande
en la corriente de salida es el calor sensible de la corriente de gas de salida. Las perdidas
globales de energia estan basadas en una suposicion, pero son relativamente pequenas.
Debido a que los contenidos de calor sensible de la corriente residual de entrada y de salida
son muy grandes, es aparente que la recuperacion de energia es un factor importante para
lograr eficiencia energetica. De hecho, con cero recuperacion de energia en el problema de
muestra, los requerimientos de combustible auxiliar serian de 605 scftn, cerca de cuatro veces los
requerimientos de energia en base a una recuperacion de energia del 70%.
Paso 8t - Verificar que el reqtierimiento de combustible auxiliar es suficiente para
estabilizar la flama del qtiemador Solo una pequena cantidad del combustible auxiliar (<5%
de la entrada total de energia), es necesaria para estabilizar la flama del quemador. En general,
para mantener la temperatura del reactor se requerira mas combustible que el solo combustible
estabilizador auxiliar. Es conveniente verificar que el requerimiento de combustible auxiliar calculado
en el Paso 7 es suficiente para la estabilizacion. Si es insuficiente, entonces debe utilizarse una
minima cantidad de combustible auxiliar y la cantidad de recuperacion de energia, especificada
antedormente, debe reducirse para evitar exceder la temperatura especificada a la cual debe
operar el incinerador (Paso 5).
Esta verification es realizada calculando 5% de la entrada total de energia al incinerador y
comparandola con la entrada de energia del combustible auxiliar. El total de energia de entrada
esta dada como sigue:
Entrada Total de Energia = rfl Qfi Cpmji (lfi - Tref) (2.22)
da Total de Energia del Combustible Auxiliar = raf Qaf (-A/2C j (2.23)
El combustible auxiliar usado en el diseno, Q debe ser el mayor de el 5% de la entrada
total de energia (28,900 Btu/min.) y de la entrada de energia del combustible auxiliar (146,500
Btu/min.). El combustible auxiliar usado facilmente cumple con este criterio.
Paso 9t - Calcular la razoe de flujo volumetric© del gas a traves del iecieerador, Q A la
razon de fluj o volumetrico total del gas saliendo del incinerador se le conoce como la razon de
fluj o del gas de combustion, Q y es la razon del gas en la cual se basan el diseno del tamano y en
las correlaciones de costos del incinerador. La razon de fluj o del gas de combustion medida a las
condiciones estandares de 77 °F y 1 atmosfera, a las cuales se desprecia el aumento en la salida
volumetrica debida al aumento en el numero de moles de gas como resultado de la combustion, es
la suma de las corrientes que entran al incinerador.
2-30
-------
Qf, = Q,. + Qa + Qaf
= 20,000 + 0 + 167
(2.24)
= 20,167 scfm
Este resultado esta de acuerdo con las suposiclones establecidas en el Paso 6, v.g., las proporciones
de flujo masa (y volumen), en ambos lados del precalentador son aproximadamente iguales.
Finalmente, debe enfatizarse que los pasos 5t al 9t se aplican solo a los incineradores termicos
recuperativos. Para calcular los requerimientos de combustible auxiliar para otros tipos de
incineradores termicos (v.g., regenerativos), debe utilizarse un procedimiento diferente. (Vea
ApendiceSG).
2.4.3 Pasos Especificos a las Ueidades Catalftkas
En la Figura 2.3 se muestra un incinerador catalitico generico con las corrientes apropiadas
identificadas. El enfoque utilizado en los calculos del incinerador catalitico es algo diferente al
utilizado en el incinerador termico. La diferencia surge debido a las restricciones adicionales que
son impuestas sobre el incinerador catalitico. Estas restricciones son las siguientes:
• La temperatura requerida de salida del lecho del catalizador es tipicamente de 700 a 900
°F. La temperatura maxima a la cual el lecho del catalizador puede ser continuamente
expuesto esta limitada a cerca de 1,200 °F. For lo tanto, el contenido combustible del gas
residual esta limitado y la cantidad de intercambio de calor que ocurre en el intercambiador
de calor primario puede ser limitada.
• La temperatura de entrada al lecho del catalizador mismo debe estar arriba de la
temperatura catalitica de ignition requerida para dar la eficiencia de destruction requerida
en el incinerador. For lo tanto, el contenido combustible en el gas residual esta sdemas
limitado a el cual, cuando se queme, elevara la temperatura en el lecho del catalizador no
mas que la AT entre la temperatura requerida de entrada al lecho del reactor y la
temperatura requerida de salida del lecho del reactor.
• El combustible auxiliar, en combination con el precalentado del intercambiador de calor
primario, es utilizado para precalentar el gas residual hasta la temperatura de entrada del
reactor. Una cantidad minima de combustible auxiliar (< 5% de la entrada total de energia),
debe usarse para estabilizar la flama en la camara de combustion de precalentado. Esto
tiene el efecto de limitar aun mas el contenido combustible de la corriente de gas residual
y la cantidad de intercambio de calor permisible en el intercambiador de calor primario.
2-31
-------
Los pasos detallados anted ormente representan una aproximacion al reconocimiento de
estas limitaciones y a su incorporation en los procedimientos de calculo.
Paso 5c - Establecer la temperature reqtierida de salida del lecho del catalizador, T La
energia liberada por la oxidation de COVs en el lecho del catalizador elevara la temperatura de
los gases en una cantidad, AT, a medida que los gases pasan a traves del lecho del catalizador.
Debe especificarse una temperatura de salida del catalizador y por lo tanto del reactor, que asegure
el nivel de destruction deseado de la corriente de COV. Igual que en los incineradores termicos,
este valor varia de compuesto a compuesto y tambien varia de catalizador a catalizador. El diseno
final de los incineradores debe hacerse por firmas con experiencia en el diseno de incineradores.
Las guias proporcionadas por Combustion Engineering [77] indican que los valores desde 300
hasta 900 °F resultan en eficiencias de destruction entre 90 y 95 por ciento. Para prevenir la
desactivacion del catalizador, no debe excederse una temperatura de lecho maxima de 1 ,200 °F.
En el problema del ej emplo, se selecciona una temperatura de salida del catalizador, T de 900
Paso 6c - Calcular la temperatura del gas residual a la salida del ietercambiador
precaleetador (primario) de calor La temperatura del gas residual a la salida del intercambiador
de calor primario es estimada de la misma manera que para el incinerador termico. La ecuacion
de la recuperation fraccional de energia, Ecuacion 2.22, es utilizada con las mismas suposiciones
que las utilizadas para el incinerador termico. Para el problema del ej emplo con una recuperation
fraccional de energia de 0.70, una temperatura de salida del lecho del catalizador, T de 900 °F
y una temperatura de entrada del gas residual, T , de 1 00 °F, la temperatura del gas a la salida del
wi
precalentador se vuelve
T = 660 °F
wo
Las mismas consideraciones relativas a la cercania de la temperatura del gas de salida,
Tfa, a su punto de rocio, aplican para el incinerador catalitico como lo hicieron para el incinerador
termico.
Paso 7c - Calcular el requerimieeto de combustible auxiliar, Q El requerimiento de
combustible auxiliar, Q es calculado haciendo balances de masa y energia alrededor de la camara
de combustion del precalentador y la camara del catalizador. El requerimiento de combustible
auxiliar calculado de esta manera debe ser revisado para asegurar que cae dentro de las restricciones
impuestas por las consideraciones de diseno del incinerador catalitico. Estas restricciones son las
siguientes:
• El requerimiento de combustible auxiliar debe ser positive. Un requerimiento negative de
combustible auxiliar indica que el calor de combustion del gas residual, (-Ah ), es muy
2-32
-------
alto para la recuperation fractional de energia en el intercambiador de calor primario que
se selecciono.
• La cantidad de combustible auxiliar debe ser lo suficientemente alta para proporcionar una
flama estable en la camara de combustion del precalentador (Ver Paso 8c adelante).
Un balance de energia alrededor de la camara de combustion del precalentador y de la
camara del catalizador, tornados juntos, resulta en la Ecuacion 2.21, la misma ecuacion que la
utilizada en los calculos del incinerador termico. Los datos de entrada para la Ecuacion 2.28a
para el incinerador catalitico del problema de ejemplo se resumen a continuation:
• La corriente residual es esencialmente aire, asi que
p = p = 0.0739 Ib/scf, aire a 77 °F, 1 atm
* WO " WI J 5 5
C majr = 0.248Btu//5 F, la capacidad calorifica media para aire entre 77 °F y
780 °F (el promedio de las temperaturas a la salida del precalentador y
de salida del lecho del catalizador)
• Otros datos de entrada para la Ecuacion 2.21 incluyen
QWo = QWi = 20,000 scfm
(-A/zc ) = 21,502 Btu/lb, para metano
-------
Con 70% de recuperacion de energia y una temperatura de salida del lecho del catalizador
de 900 °F, un gas residual con un calor de combustion, (-Ah ), de cerca de 79.9 Btu//£,
cyo
causaria que el requerimiento de combustible auxiliar, Q se hiciera negative, indicando que el
lecho del catalizador excederia los 900 °F. Con 70% de recuperacion de energia y una temperatura
de salida del lecho del catalizador de SOOT, este mismo resultado ocurre con un (-Ah ) de
52.7 Btu//5. Ambos calores de combustion son relativamente baj os para gases residuales tipicos.
Estos resultados son, por supuesto, dependientes de las suposiciones de las perdidas de energia
de la camara de combustion. A menores perdidas de energia, menores son los calores de
combustion del gas residual que se permiten antes de que ocurra sobrecalentamiento en el lecho
del catalizador.
Paso 8c - Verificar que el reqtierimieeto de combustible auxiliar es suficiente para
estabilizar la flama del qtiemador Solo una pequena cantidad de combustible auxiliar (< 5%
de la entrada total de energia), se necesita para estabilizar la flama del quemador. En general, para
mantener la temperatura del reactor se necesitara mas combustible que solo este combustible
estabilizador. Es conveniente verificar que el requerimiento de combustible auxiliar calculado en el
Paso 7c es suficiente para la estabilizacion. Si es insuficiente, entonces se debe utilizar una cantidad
minima de combustible auxiliar y la cantidad de recuperacion de energia especificada anteriormente
debe reducirse para evitar exceder la temperatura especificada a la cual el incinerador operara.
(Paso 5c).
Esta verification se hace de la misma manera que en el Paso 8t del calculo del incinerador
termico. Los resultados de esta verification indican que el requerimiento de combustible auxiliar
es mas que suficiente para estabilizar la flama del quemador.
Paso 9c - Estimar la temperatura de eetrada al lecho del catalizador, Tr La temperatura de
entrada al lecho del catalizador debe ser calculada para asegurar que la temperatura de entrada
esta por encima de la necesaria para encender los compuestos organicos combustibles en el
catalizador que fue seleccionado para utilizarse.
La temperatura de entrada al lecho del catalizador, T., debe ser tal que, cuando la
elevation de temperatura a traves del lecho del catalizador, T, se le agregue, la temperatura
resultante es T,, 900 °F. Entonces,
Ji
Ar = r - r (2.25)
Al equilibrio, la temperatura del lecho de catalizador se mantiene sin requerir combustible auxiliar.
2-34
-------
El valor de AJse determina por un balance de energia alrededor de la porcion precalentadora
de la camara de combustion. Se requiere el precalentador para calentar los gases hasta la
temperatura de entrada al lecho del catalizador utilizando combustible auxiliar.11 Este balance de
energia se hace con las suposiciones hechas anteriormente en la derivation de la Ecuacion 2.28a
y suponiendo ademas que solo el combustible auxiliar es quemado en la porcion de precalentamiento.
La ecuacion resultante es muy similar a la Ecuacion 2.28a excepto que (1) los terminos con un
subindice^J se convierten en terminos con subindices r. para denotar una corriente de entrada al
reactor catalitico en vez de una salida de la camara de combustion (entrada de gas de combustion
al intercambiador de calor primario) y (2) no aparece el termino para la combustion de los organicos
del gas residual. La ecuacion resultante es como sigue:
- 0.1 Tref
Pa/Qaf~
Esta ecuacion puede ser rearreglada para despejar T . explicitamente. Esto produce una
ecuacion que es algo complejay no intuitiva.
Paf Qaf MO + I1 Cp».lr Tref + ^ Q*, C ^ ^ + 0.1 J )
rL \ ' / J N '
- = -• x (2.27)
pmair (Pa/Qaf
Despues de sustituir los parametros del problema de ejemplo en la Ecuacion 2.36
obtenemos un valor de T de 693 °F. En base a las temperaturas de ignition mostradas en la
ri
Tabla 2.2, esta temperatura de entrada al reactor debe ser satisfactoria. Previo a un diseno mas
definitive., debe verificarse la temperatura de ignition para las sustancias quimicas especificas.
La elevation de temperatura a traves de la cama de catalizador es entonces (900 - 693)
o 207 °F. Estas temperaturas son algo sensibles a la suposicion para las perdidas de energia para
la camara de combustion. La suposicion para las perdidas de energia es tal vez algo conservadora,
v.g., ocasiona que se estime una Q jmayor de lo que seria con una suposicion menos conservadora
y se vuelve mas conservadora a medida que se aumenta el tamano de la camara de combustion y
del aislamiento.
Paso lOc - Calcular la razoe de flujo volumetrico total del gas a traves del incinerador, Qfi
A la razon de flujo volumetrico total del gas saliendo del incinerador se le conoce como la razon de
flujo del gas de combustion, Q y es la razon del gas sobre la cual se basan el diseno del tamano
del incinerador y las correlaciones de costo. La razon de fluj o del gas de combustion, medida a
condiciones estandares de 77 °F y 1 atmosfera, en donde el aumento en el flujo volumetrico
debido al aumento en el numero de moles del gas como resultado de la combustion es despreciable,
es la suma de las corrientes de entrada al incinerador.
2-35
-------
Qf, = Q,. + Qa + Qaf
= 20,000 + 0 + 40
= 20,40 scfm
Paso lie - Calcular el volumen de catalizador en el lecho del catalizador Si la razon de flujo
volumetrico del gas a traves del lecho del catalizador, Q y el tiempo de residencia nominal (el
reciproco de la razon espacial), en la cama del catalizador son conocidos, entonces el volumen del
catalizador puede ser estimado. Existe un conjunto de relaciones complej as entre el volumen y la
geometria del catalizador, la caida de presion total a traves del catalizador, la conversion de los
componentes oxidables en el gas, la temperatura del gas y la razon de reaction. Estas relaciones
dependen del catalizador y del tipo de compuesto que es oxidado. Esta fuera del alcance de este
Manual discutir estas relaciones, aun de manera aproximada. Para propositos de estimation de
costos, la razon espacial, en unidades reciprocas del tiempo, necesaria para alcanzar el nivel
requerido de destruction, puede ser utilizada para aproximar el requerimiento de volumen de
catalizador. La razon espacial se define como sigue:
' ca
donde
(2.28)
V ' = Volumen a granel total del lecho del catalizador, incluyendo los vacios
interparticulas (ft3)
For convention de la industria petroquimica, la razon espacial se computa a condiciones de 60°F
(no 77°F) y 1 atm. La razon de flujo volumetrico, Q , debe ser corregida para estas condiciones.
La razon espacial apropiada para alcanzar el nivel deseado de conversion, esta basada en datos
experimentales para el sistema involucrado. Para catalizadores monoliticos de metal precioso, la
razon espacial generalmente cae entre 10,000 h"1 y 60,000 h"1. (Los catalizadores a base de
metal operan a menores velocidades espaciales, en el rango de 5,000 a 15,000 h"1.
For ejemplo, utilizando una razon espacial de 30,000 h"1 o 500 min"1, y utilizando Qf. a
60°F,
2-36
-------
(60 + 460
Q, at 6»°F - 20,040 [^
= 19,400 ft*/min
19,400 ft*/min
Vcat = 500 min-1
= 39 ft3
Hay un numero de parametros del lecho del catalizador, tales como la configuration del
catalizador y el diseno de la cama, que no son importantes para las estimaciones de costos tipo
estudio. For consiguiente, el diseno de estos factores no se discute aqui.
2.5 Analisis de Costos
Esta section presenta procedimientos y datos para estimar los costos de capital y anuales
para cuatro tipos de incineradores: (1) termico-recuperativo, (2) termico-regenerativo, (3) catalitico
de lecho fijo, y (4) catalitico de lecho fluidizado.
2.5.1 Estimaedo la Inversion de Capital Total
La totalcapital'investment - TCI (inversion de capital total) incluye al costo del equipo
(, para el incinerador mismo, el costo del equipo auxiliar, (v.g., los conductos), todos los costos
directos e indirectos de instalacion y los costos de los edificios, preparation del sitio, servicios
fuera del sitio, terreno y capital de trabaj o. Sin embargo, los ultimos cinco costos no son aplicables
a los incineradores (Ver Section 1.2 del Manual para una description detallada de los elementos
que componen la TCI). Aunque los representantes de la industria estaban renuentes a proporcionar
los costos actualizados en dolares de 1999, si indicaron que los costos no han cambiado
significativamente desde 1988 [83,84,85]. Ademas, SAICobtuvo once (11) cotizaciones de
proveedores para una configuration especifica de tres tipos de sistemas de incinerador (recuperativo,
regenerativo, catalitico de lecho fijo). Estas cotizaciones se comparan favorablemente con las
generadas con las ecuaciones de costos.
2.5.1.1 Costos del Equipo
Tal como se discute en la Section 2.2.3, los equipment cost - EC (costos del equipo),
proporcionados en este capitulo, son aplicables a incineradores en paquete, excepto para
incineradores regenerativos. Para los incineradores regenerativos, los costos son aplicables a
unidades ensambladas en el campo. Tipicamente, los EC incluyen todos los equipos de brida-a-
2-37
-------
brida necesarios para oxidar al gas residual, incluyendo los quemadores auxiliares, camaras de
combustion, catalizador, intercambiador de calor primario (excepto para los casos de "cero
recuperation de energia"), protection contra el climay aislamiento, ventilador, sistemas de control
de fluj o y de temperatura, una chimenea corta y soportes estructurales. Las unidades mas pequenas,
v.g., tipicamente de menos de 20,000 scfrn, son tipicamente preensambladas y montadas sobre
una tarima [86]. Los varios sistemas de incineration disponibles se presentan en cuatro grupos
delineados de acuerdo a su similitud de diseno. Estos grupos se resumen en la Tabla 2.7. Con
exception de los incineradores termicos regenerativos y de los cataliticos de lecho fluidizado, el
tamano maximo para el cual se presentan los costos es 50,000 scfrn. Aunque se pueden construir
unidades mas grandes de cada tecnologia, son raras las aplicaciones con proporciones de fluj o
arriba de 50,000 scfrn. Los costos de los incineradores termicos regenerativos se proporcionan
pararazones de flujo desde 10,000 a 100,000 scfrn. Los costos de los incineradores cataliticos
de lecho fluidizado se proporcionan para razones de flujo desde 2,000 hasta 25,000 scfrn.
Las curvas de costo son regresiones por minimos cuadrados de datos de costo
proporcionados por diferentes proveedores. Debe mantenerse en mente que aun para una
tecnologia de incineration dada, los procedimientos de diseno y manufactura varian de proveedor
a proveedor, de modo que los costos pueden variar. Como siempre, una vez que la estimation de
estudio es completada, es recomendable que a mas de un proveedor se le solicite una estimation
de costos mas detallada.
Tabla 2.1". Amplitud de la Correlation de Costos
Tipo de Incinerador del Gas (de Combustion), Numero de la Figura
scfm
Termico - Recuperative SCO3 - 50,000 3~26
Termico - Regenerative 1 0,000 - 1 00,000 3.27
Catalftico Lecho Fijo 2,000 - 50,000 3.28
Catalftico Lecho Fluidizado 2,000-25,000 3.29
3 Aunque la Figura 3.26 cubre el rango de 1 ,000 a 50,000 scfm, la correlation es valida para el rango
de 500 a 50,000 sclrn.
En esta section no se trata el costo adicional de la limpieza del gas acido o del control de
parti culado. El costo del equipo de un absorbedor de gas para remover cualesquier gases acidos
formados en el incinerador puede ser muy grande, algunas veces excediendo el costo del equipo
del incinerador mismo, aun para simples torres absorbedoras empacadas. [87] . Para absorbedores
mas complejos que incluyan absorbedores venturi en lugar de, o ademas de lechos empacados, el
costo del absorbedor solo puede ser hasta 4 veces el del incinerador. [76]. Estos absorbedores
mas complejos a veces son necesarios cuando ademas de los gases acidos deben de removerse
2-38
-------
o
Q
m
O
Q_
CT
—•*
_* — - — *
^- —
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— --
r
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^. * •
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— '"
1,000 10
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~~~~-'~~~
^^ - —
- --0°;
35
7C
— —
_
_ -•••
. -
^. — *
--'
4 Energia de Recuperacion
%
%
%
,000 1000
Flujo Volumetrico de Gas, SCFM
Figura 2.4: Costos de Equipo de Incineradores Termicos, Recuperativos
particulados del gas de combustion. (Nota: En la Section 3.2 de este Manual se proporcionan
datos y procedimientos para dimensionar y costear absorbedores de gas.)
Incineradores Termicos De las unidades termicas, los sistemas de flama directa (0% de
recuperation de energia) y los recuperativos son tratados juntos porque los varios niveles
de recuperation de energia son logrados simplemente agregando area superficial de
intercambiador de calor. Los costos para estas unidades fueron proporcionados por varios
proveedores [77,88,89]. El EC para estas unidades esta dado como funcion de la salida
volumetrica total, Qto/, en scfin. "Qto/', es el volumen total de compuestos gaseosos saliendo
de la camara de combustion; es identico al termino, "CL," utilizado en las Figuras 2. ly 2.2.
Este incluye los productos de la combustion, nitrogeno, combustible y organicos no quemados
y otros constituyentes (Ver Figura 2.4). Observe que los costos estan dados libre a bordo
(LAB) en dolares de Abril de 198812. En base al analisis de regresion por minimos cuadrados,
se encontro una relation log-log entre la salida y el EC para un nivel dado de heat recovery-HR
(recuperation de calor), en todo el rango de proporciones de flujo desde 500 a 50,000 scfin.
Estas relaciones son como sigue:
12
Para information de escalamiento de los precios de estos y de los otros incineradores a dolares mas
actuates, refierase al reporte de la EPA Escalation Indexes for Air Pollution Control Costs y a las
actualizations subsecuentes, todas las cuales estan instaladas en la OAQPS Technology Transfer
Network (CTC Bulletin Board).
2-39
-------
EC =
EC =
EC =
EC =
10,294 g°f55
13,149 Q™609
1,7056 £>°f02
21,342 £>°f°°
HR
HR
HR
HR
= 0%
= 35%
= 50%
= 70%
(2.29)
(2.30)
(2.31)
(2.32)
Los sistemas regenerativos (o con exceso de entalpia), proporcionan hasta 95 por ciento
de recuperacion de energia a expensas de costos de capital mas altos. Su diseno unico [90,91],
el cual combina intercambiador de calor y reactor, es sustancialmente diferente de las unidades
termicas tradicionales y es por lo tanto, tratado separadamente en la Figura 2.6. Los ECs de
estos sistemas estan dados como una funcion aproximadamente lineal de la razon de flujo
total en el rango de 10,000 a 100,000 scfm por la siguiente ecuacion:
EC = 2.204 x 105 + 11.57 Qtot
(2.33)
De nuevo, los costos de capital mas altos para estas unidades pueden ser
sustancialmente compensados por los ahorros sustanciales en los costos del combustible
auxiliar.
o
o
0 °-
o
CO °
O
LL
O
.B- g
13 O
m § §
O) 00
0 O)
O £=
w "" o
2 § -
^^ o
-!-• O
E
Q.
CT
LU 1-1 -
^
^
^
/
^
S^
nco/ pr
Recupe
lergia de
racion
20,000 40,000 60,000 80,000
Flujo Volumetrico de Gas, SCFM
100,000
120,000
Figura 2.5 Costos de Equipo de Incineradores Termicos, Regenerativos
2-40
-------
en
en
en
o
Q
DQ
O
LJ_
O
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'^
cr
LJJ
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O
o
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^*
'""^
^^
1,000 10,000
^
,'..-'
^
^
^ .-
,.'
^
^
, *
^,
Energia de Recuperacion
50% "
70% "
100
000
Flujo Volumetrico de Gas,
Figura2.6: Cosio de Equipo de Icineradores Cataliticos de Lecho Fijo
c
(U
in 700 000
ro
"o 600 000
Q
59 Ejnn 000
LJ- (35
_ (35
i-i 05 4nn nnn .
.9- T~
i^T 300 000
-------
(D
O3
o
Q
CD
O
o
Q.
CT
LJJ
03
O
-i— '
03
O
O
1,000,000 -,
100 000 -
1 n nnn
^-—^
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Catalitic o
Catalitico
50% de F
*•
_ •
^
. — -—
^
- Lecho Fluido
- Lecho Fijo
srmica
Recuperacion de Energia
1,000 10,000 100
Flujo Volumetrico de Gas, SCFM
Figura 2.8: Comparacion de Costos de Tipos de Equipo Incinerador
Incinerador Catalitico El EC para un incinerador catalitico es una fund on del tipo de patron
que se utilice para hacer contacto con el catalizador y de la razon de flujo total del gas, Qtot, para
un nivel dado de recuperacion de energia. Hay tres tipos de configuraciones de como hacer
contactoutilizados enlos sistemas cataliticos: lechofijo, catalitico monolitoy lechofluidizado.
Los EC para los primeros dos son generalmente comparables y estan dados en la Figura 2.6. Los
datos proporcionado por varios proveedores [77,88,89,92] exhiben relaciones curvilineas con
Qtot para coda una de las proporciones de recuperacion de energia. Las regresiones por minimos
cuadrados de los datos producen las siguientes correlaciones para razones de flujo totales entre
2,000 y 50,000 scfin:
£C
EC = 3623
£C = 1215
EC = 1443
noser-
) 0.4189
^ /o^
, 0.5575
, 0.5527
HR
HR
HR
HR
0%
35%
50%
70%
(2.34)
(2.35)
(2.36)
(2.37)
2-42
-------
Los incineradores cataliticos de lecho fluidizado proporcionan deltas ventajas sobre las
unidades de catalizadores de lecho fij o, en que toleran conientes residuales con (1) valores caloiificos
mas altos, (2) contenido de particulados y, (3) especies cloradas. Para esta mayor flexibilidad de
corrientes de alimentation, se incurre en costos de capital mas altos, como lo indican los EC
mostrados en la Figura 2.7. Los datos mostrados fueron proporcionados por los proveedores
[66,87] y exhiben una relation lineal en el rango de razones de flujo desde 2,000 hasta 25,000
scfin. Pueden ser aproximados por las siguientes ecuaciones:
EC = 8.48 x 104 + 13.2 Qtot HR = 0% (2.38)
EC = 8.84 x 104 + 14.6 Qtot HR = 35% (2.39)
EC = 8.66 x 104 + 15.8 Qtot HR = 50% (2.40)
EC = 8.39 x 104 + 19.2 Qtot HR = 70% (2.41)
En la Figura 2.8 se muestra una comparacion de los sistemas termicos, cataliticos de
lecho fijo y catalitico de lecho fluidizado con 50 por ciento de recuperation de energia.
2.5.1.2 Costos de Instalacion
Tal como se explica en la Seccionl. el purchased equipment cost - PEC (costo del
equipo comprado), se calculatomando la suma del ECy el costo del equipo auxiliar (v.g., los
conductos), impuestos, fletes e instrumentation. En la Tabla 3.45 se proporcionan valores promedio
de los factores de instalacion directos e indirectos [ 10] a aplicarse a los PEC, para incineradores
recuperativos termicos y cataliticos de lecho fij o y fluidizado.
En la Tabla 2.9 se muestran detallados los costos de instalacion que se obtienen cuando
estos factores de instalacion se aplican a los PECs para los incineradores del ej emplo. Dependiendo
de las condiciones del sitio, los costos de instalacion para un incinerador dado podrian desviarse
significativamente de los costos generados con estos factores promedios. Vatavuk y Neveril [ 10]
proporcionan algunas pautas para ajustar los factores de instalacion promedio para tomar en
cuenta otras condiciones de instalacion no promedio. Para unidades que manej an razones de
flujo de gas menores a 20,000 scftn, los costos de instalacion son minimos, ascendiendo
normalmente a solo los de interconexion de los servicios (electricidad y de ser necesario, aire para
la combustion o para dilution). Los costos de instalacion para incineradores mas pequenos serian
de 20 a 25% del PEC. Las unidades mas pequenas pueden ser instaladas sobre los techos de los
edificios de manufactura en vez de a nivel del suelo. En tales casos, los factores de instalacion
podrian ser tan altos (o mas altos) como los factores mostrados en la Tabla 2.8, aun cuando las
unidades fueran de "paquete".
2-43
-------
Tabla 2.8: Factores del Costo de Capital para Incineradores Termicos y
Cataliticos[10]
Concepto de Costo
Factor
Costos Di rectos
Costos de Equipo Comprado
Incinerador (EC) + equipo auxiliar9
Instrumentation13
Impuestos sobre ventas
Fletes
Costo de Equipo Comprado, PEC
Costos directos de instalacion
Cimientos y soportes
Manejo y colocacion
Electrico
Tuberia
Aislante pana los conductosc
Pintura
Costos directos de instalacion
Preparation del sitio
Edificio
Costos Di rectos Totales, DC
Costos Indirectos (instalacion)
Ingerieria
Construction y gastos de campo
Honorarios de los contratistas
Arranque
Pruebas de funcionamiento
Contingencias
Costos Indirectos Totales, 1C
Inversion de Capital Total = DC + 1C
Tal como se estimo, A
0.10A
0.03 A
005 A
B = 1.18A
0.08 B
0.14 B
0.04 B
0.02 B
0.01 B
0 01 B
0.30 B
Segun se requiera, SP
Segun se requiena, Bldg.
1.30B + SP+B/dgr.
0.10 B
0.05 B
0.10 B
0.02 B
0.01 B
0.03 B
0.31 B
1.61 B + SP+Bldg.
Los conductos y cualquier otro equipo normalmente no incluido con la unidad proporcionada por el
prove ed or d el i nci ne ra do r.
La instrumentacion y los controles con frecuencia proporcionados con el incinerador y aquellos con
frecuencia incluidos en el EC.
Si las dimensiones de los conductos han sido estableddas, el costo puede estimarse en base a $10 a
$12//f2 de superficie para aplicaciones de fluido. (Alternativamente, refierase a la Seccion 1.2 de este
Manual. La coraza del ventilador y la chimenea tambien deben aislarse.
2-44
-------
2.5.2 Estimaedo el Costo Total Anual
El totalanualcost - TAC (costo total anual) es la suma de los costos directos e indirectos
anuales. Los TAC para ambos sistemas de ejemplo estan dados solos en la Tabla 2.10, con
factores sugeridos para calcularlos.
2.5.2.1 Costos Directos Anuales
Los costos directos anuales para los incineradores incluyen mano de obra (de operation
y supervision), mantenimiento (mano de obray materiales), combustible, electricidady el catalizador
de reemplazo (en las unidades cataliticas). Para las unidades termicas y cataliticas, la razon de uso
de combustible se calcula como se muestra en las Secciones 2.4.2 y 2.4.3 respectivamente, en las
cuales se supone que el combustible es gas natural (metano). (Otros combustibles pueden usarse
para unidades termicas).
Los costos de la electricidad estan asociados primariamente con el ventilador necesario
para mover el gas a traves del incinerador. La potencia (en kilowats) necesaria para mover un
ciertoflujovolumetricodeentradadeaire(<2 segunlasSecciones2.4.2y2.4.3),conunacaida
de presion de brida-a-brida de AP pulgadas de agua y una eficiencia combinada de motor/
ventilador de E se adapta de la Ecuacion 2.7 como sigue:
1.17 x 10" fl AP
Potencmventllador = '• (2.42)
Las eficiencias del ventilador varian desde 40 hasta 70 por ciento [15], mientras que las eficiencias
del motor usualmente son de 90 por ciento.
La caida de presion total a traves del sistema del incinerador depende del numero y
tipos de elementos de equipos incluidos en el sistema y de las consideraciones de diseno.
La estimation de los requerimientos reales de caida de presion implica calculos complejos
basados en condiciones especificas del sistema, del gas residual y del gas de combustion y
del equipo utilizado. Sin embargo, para los propositos de esta section, pueden utilizarse
los valores aproximados mostrados en la Tabla 2.11.
Para los casos del ejemplo, supondremos 8,000 horas de operation por ano y una
eficiencia del 60% para el ventilador y el motor juntos. Utilizando caidas de presion de 4 a 8
2-45
-------
pulgadas de agua, respectivamente, para los incineradores termicos y cataliticos de lecho fluidizado,
13 y agregando una caida de presion de 15 pulgadas de agua para 70% de recuperation de calor,
los requerimientos de potencia del ventilador pueden calcularse como sigue:
14
Incinerador Termico
1.17 x 10"1 (20,900 acfm)(l9 pulgadas de agua)
Potenciaventilador = ^— Q ^ ^ = 77.4 kW
Incinerador Catalitico
1.17 x 10" (20,900 acfm) (23 pulgadas de agua)
Potenciaventilador = - ^— - M - ^ = 93.7 kW
Los costos anuales de electricidad serian los productos de estos usos, las horas de
operation anuales y el costo de electricidad ($/kWh), o:
horas $0 059
Costo de Electricidad (Termica) = HAkW x 8,000 - x - = $36,500oeryr
anual kWh
horas $0 059
Costo de Electricidad (Catalitico) = 93.7 kW x 8,000 - x - = $44,200 per yr
anual kWh
Los costos de reposition del catalizador y la programacion son altamente variables y
dependen de la naturaleza del catalizador, de la cantidad de "venenos" y de parti culados en la
corriente de gas (incluyendo el combustible auxiliar), del historial de temperaturas del catalizador
y del diseno de la unidad. Es imposible predecir los costos en un sentido general. Sin embargo,
los catalizadores monolitos de metales nobles operando con gases de hidrocarburos puros en aire
duraran mas tiempo que los catalizadores en base a metal de lecho fluidizado operando con
hidrocarburos dorados en aire. Los catalizadores de metales nobles son tambien mas caros
que los catalizadores a base de oxidos metalicos. Para muchas unidades de campo, la vida
del catalizador es de 1 a 4 anos. El costo del catalizador de repuesto, en dolares de abril de
1988, debe obtenerse del proveedor, pero puede estimarse en $3,000//F para catalizadores
de metales nobles y en S650//F para catalizadores a base de oxidos metalicos. Para el caso
13 Se utiliza un incinerador catalitico de lecho fluidizado porque el gas residual contiene un compuesto
halogenado, el cual podria envenenar al catalizador en un incinerador de lecho fijo.
14 Calculado a partir de la relacion de flujo del gas residual que entra (20,000 scfiri) a la temperatura de
entarda al precalentador (100°F).
2-46
-------
Tabla 2.9: Factores de los Costos de Capital para Incineradores Termicos y
Cataliticos [ 10] Problema de Ej emplo
Concepto de Costo
Costos Di rectos
Costos de equipo comprado
Incinerador (EC)
Equipo auxiliar
Suma = A
Instrumentation, 0.1 Aa
Impuestos sobne ventas, 0.30A
Fletes, 0.05A
Costo de equipo comprado, B
Costos directos de instalacion
Cimientos y soportes, 0.08B
Manejo y colocadon, 0. 14B
Electrico, 0.04B
Tuberia, 0.02B
Aislante para los conductos, 0.01 B
Pintura, 0.01 B
Costos directos de instalacion
Preparation del Sitio3
Edificios3
Costos Directos Totales, DC
Costos Indi rectos (instalacion)
Ingenierfa, 0.10 B
Construction y gastos de campo,
0.05 B
Honorarios de Contratistas, 0.10 B
Arranque, 0.02 B
Pruebasdefuncionamiento, 0.01 B
Contingendas, 0.03 B
Costos In direct os Totales,
1C
Inversion de Capital Total (redondeada)
Termico-
Recuperativo
$254,200
—
254,000
25,400
7,630
12,700
$300,000
24,000
42,000
12,000
6,000
3,000
3,000
$90,000
—
—
$390,000
30,000
15,000
30,000
6,000
3,000
9,000
$93,000
$483,000
Costo, $
Catlftico Lecho
Fluidizado
$468,000
—
468,000
46,800
14,000
23,400
$552,400
44,200
77,300
22,100
11,000
5,520
5,520
$165,000
—
—
$718,000
55,200
27,600
55,200
11,000
5,520
16,600
$171,100
$889,000
a Ninguno de estos conceptos es requerido.
2-47
-------
Tabla 2.10: Costos Anuales para Incineradores Termicos y Cataliticos
Problema de Ejemplo
Concepto de Costo
Factor Sugerido
Costo de Unidad3 Termico
Recup.
Catalista
deLechoFIuido
Costos Anuales Directosb,
Mano de Obra
Operador
Supervisor
Materiales Operativos
Mantenimiento
Mano de Obra
Materiales
Reemplazo de Catalitico
DC
0.5 hr/turno $12.95/hr. 6,480
15% de operador - 972
0.5 hr/turno $14.95/hr. 7,130
100%de mano de obra de
mantenimiento 7,130
100% de reemplazo de catalitico $650/ft3 para 0
oxidos metalicos
6,480
972
7,130
7,130
15,100
Utilidades
Gas Naturales
Elect ricidad
Total DC
$3.30/kft3
$0059/kWh
264,500
36,500
$321,200
63,400
44,200
$144,400
Costos Indirectos Anuales, IC
Otros Gastos
Cargos Administrativos
Impuestos Prediales
Seguro
Recuperacion de Capital0
60% de la suma de mano de obra
de operacion, supervision y mantenimiento- 13,000 17,800
y materiales de mantenimiento
2% TCI - 9,650 17,800
1%TCI - 4,830 8,900
1%TCI - 4,830 122,700
CRF[TCI-1.08(costodecat.)] - 68,800 122,700
$101,100
$171,300
Costos Indirectos Totales (redondeado)
$422,000
$316,000
a dolaresde 1998
b Asumas 8,000 hr anules
0 El factor de costo de la recuperacion de capital, CRF, es una funcion de la vida del catalizador o del equipo (tipicamente 2 anos y
10 anos, respectivamente) y del costo de la oportunidad del capital (v.g., la tasa de interes). Por ejemplo, para una vida del equipo
de 10 anos y 7% de tasa de interes, CRF = 0.1424.
2-48
-------
Table 2.11: Caida de Presion Tipica en Equipo Seleccionado
Tipo de Equipo Recuperacion de Energia, % DP, in. H2O
IcineradorTermico 0 4
Icinerador Catalitico de Lechofijo 0 6
IcineradorCataliticode Lechofluido 0 6-10
Intercambiadores de Calor 35 4
Intercambiadores de Calor 50 8
Intercambiadores de Calor 70 15
del ej emplo, el catalizador es a base de oxido metalico porque el gas residual contiene compuestos
dorados. Supondremos una vida del catalizador de dos anos. Conociendo que el volumen del
catalizador es 39ft3 y utilizando un costo de $65Q/ft3 y un factor de recuperacion de capital de
0.5531 (Una vida de 2 anos con interes del 7%), el gasto anual para el catalizador de repuesto es
el siguiente:
horas $0 059
Costo de Electricidad (Termica) = 11A kW x 8,000 x —: = $36,500»eryr
anual kWh
(El factor de " 1.08" cubre el flete y el impuesto sobre venta del catalizador de repuesto)
Para calcular el costo anual del combustible o de la electricidad, multiplique la taza de
consumo de combustible (scfiri) o la taza de consumo de electricidad (kW), por las horas totales
de operation al ano (v.g., 333 d/ano x 24 h/d = 8,000 h/ano) y por el costo unitario apropiado
(v.g., $/scfin para el combustible y $/kWh para la electricidad).
Para los casos de ej emplo, los costos del combustible pueden calcularse de las tazas de
consumo de combustible y del costo unitario del gas natural de $0.00330/scf. Para el ej emplo del
incinerador termico, el costo anual del combustible se calcula como sigue:
Costo de Electricidad (Catalitico) = 93.7 kW x 8,000 x —: = $44,200 per yr
anual kWh
Para el ej emplo del incinerador catalitico, el costo anual del combustible se encuentra
similarmente:
Costo Anual del Combustible, Catalitico = $63,400 por ano
2-49
-------
La mano de obra de operation y de mantenimiento se estima como 0.5 horas por cada
tumo de 8 horas, la mano de obra de supervision como 15% de la mano de obra de operation y
los materiales de mantenimiento como 100% de la mano de obra de mantenimiento.
2.5.2.2 Costos Indirectos Anuales
Los costos indirectos (fij os) anuales incluyen la recuperation del capital, otros gastos e
impuestos prediales, seguros y cargos administrativos (G&A). Los ultimos de estos tres pueden
estimarse comol%, 1% y 2% de la inversion de capital total respectivamente. El costo de
recuperation del capital del sistema esta basado en una estimation de la vida del equipo de 10
anos (Ver Section 1.2 para una discusion completa del costo de recuperation del capital y las
variables que lo determinan). El costo de recuperation del capital del sistema es el producto del
capital recovery factor - CRF (factor de recuperation de capital) del sistema y de la total
capital investment - TCI (inversion de capital total), menos el costo de compra del catalizador
(Cca(x 1.08 donde 1.08 es para fletes e impuestos sobre venta). Estos valores calculados para el
ejemplo estan dados en la Tabla 2.1.
2.5.3 Comparacion de Costos para el Caso del Ejemplo
La corriente de COV de ejemplo definida en la Section 2.4.1 sirve para ilustrar algunas
caracteristicas tipicas de los sistemas termicos y cataliticos. Los costos totales anuales mostrados
en la Tabla 2.10 muestran que los costos del combustible auxiliar del sistema catalitico son
significativamente menores que los de launidad termica. La disparidad es suficiente para compensar
los costos de capital mas altos del incinerador catalitico a lo largo de los 10 anos supuestos de vida
de estas unidades. Los dos factores que deben notarse en la comparacion de estos sistemas son:
(1) El nivel de destruction de 98 por ciento logrado por el incinerador termico, puede ser dificil de
alcanzar por el sistema catalitico (esto puede ser importante en ambos casos) y, (2) la corriente
residual de ejemplo es de un valor calorifico particularmente bajo (4 Btu/sc/), lo cual favorece al
sistema catalitico debido alosbajos requerimientos de combustible auxiliar.
2.6 Reconotimientos
Los autores reconocen agradecidamente a las siguientes companias por contribuir con datos para
este capitulo:
• Peabody Engineering (Stamford, CT)
• Combustion Engineering - Air Preheater, Inc. (Wellsville, NY)
• TEC Systems, Inc. (DePere, WI)
• Air Research, Inc. (ART) (Palatine, EL)
2-50
-------
Energy Development Associates (EDA) (Itasca, EL)
Pillar Technologies, Inc. (Hartland, WI)
Huntington Energy Systems, Inc. (Union,NJ)
Regenerative Environmental Equipment Co. (REECO) (Morris Plains, NJ)
Englehard Corp. (Edison, NJ)
2-51
-------
Mefereecias
[66] Prudent Practices for Disposal of Chemicals from Laboratories, National Academy
Press, Washington, B.C., 1983.
[67] Memorandum from Mascone, B.C., EPA, OAQPS, to Farmer, J. R., OAQPS, EPA,
June 11,1980, Thermal Incinerator Performance for NSPS.
[68] Memorandum from Mascone, B.C., EPA, OAQPS, to Farmer, J. R., OAQPS, EPA,
July 22,1980, Thermal Incinerator Performance for NSPS, Addendum.
[69] Memorandum from Mascone, B.C., EPA, OAQPS, to Farmer, J. R., OAQPS, EPA,
August 22,1980, Thermal Incinerators and Flares.
[70] Letter from Thomas Schmidt (ARI International, Palatine, IL) to William M. Vatavuk
(EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC), August 16,1989.
[71] Weldon, J. and S. M. Senkan, Combustion Sci. Technol, 1986, 47.
[72] Manning, P., HazardWaste, 1984,1(1).
[73] Pope, B., Walker, B. S., Moss, R. L., Atmos. Environ., 1976, 10.
[74] Musick, J. K., andF. W. Williams, Ind. Eng. Chem. Prod. Res. Dev., 1974, 13(3).
[75] Letter from Robert M. Yarrington (Englehard Corporation, Edison, NJ) to William M.
Vatavuk (EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC), August 14,1989.
[76] Personal Communication from BillSheffer (ARI, Inc., Palatine, IL) to Bonald R. van
der Vaart (RTI, Research Triangle Park, NC), March 30,1988.
[77] Personal Communication from Ralph Stettenbenz (Combustion Engineering, Air
Preheater, Inc., Wellsville, NY) to Bonald R. van der Vaart (RTI, Research Triangle Park,
NC), March 23, 1988.
[78] Grelecki, C., Fundamentals of 'Fire and'Explosion Hazards Evaluation, AIChE Today
Series, New York, 1976.
[79] Weast, R.C. (ed.), CRC Handbook of Chemistry and Physics, 49th ed., CRC Press,
Cleveland, Ohio, 1968.
[80] Perry, R. H. and C. H. Chilton(eds.), Chemical Engineers Handbook, 5th ed., McGraw-
Hill, New York, NY 1973.
2-52
-------
[81] Personal Communication from Robert Yarrington (Englehard Corp., Edison, NJ) to
William M. Vatavuk (EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC), June 6,1989.
[82] Personal communication from GaryMasonick (Goal Line Environmental Technolgies)
to Janet D. Groeber(SAIC. Cincinnati, OH), September 29,1999.
[83] Personal communication from Gary Raemheld (Goenergy, Kent, WA) to Janet D.
Groeber(SAIC. Cincinnati, OH), September 28,1999.
[84] Personal communication from John Wilke (C VM Corp., Wilmington, DE) to Janet D.
Groeber(SAIC. Cincinnati, OH), September 29,1999.
[85] Personal Communication from Thomas Schmidt (ARI International, Palatine, IL) to
William M. Vatavuk (EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC), June 7,1989.
[86] Githens, R. E. and D. M. Sowards, Catalytic Oxidation of Hydrocarbon Fiimes, PB-
299 132, National Technical Information Service, Springfield, VA.
[87] Personal Communication from Andrew Jones (Energy Development Associates, Itasca,
IL) to Donald R. van der Vaart (RTI, Research Triangle Park, NC), March 4,1988.
[88] Personal Communication from C. L. Bumford (Peabody Engineering, Stamford, CT)
to Donald R. van der Vaart (RTI, Research Triangle Park, NC), March 28,1988.
[89] Personal Communication from C. M. Martinson (TEC Systems, DePere, WI) to Donald
R. van der Vaart (RTI, Research Triangle Park, NC), March 28,1988.
[90] Personal Communication from Ronald J. Renko (Huntington Energy Systems, Inc.,
Union, NJ) to Donald R. van der Vaart (RTI, Research Triangle Park, NC), March 16,
1988.
[91] Personal Communication from James H. Mueller (Regenerative Environmental
Equipment Co., Inc., Morris Plains, NJ) to Donald R. van der Vaart (RTI, Research
Triangle Park, NC), January 13,1988.
[92] Personal Communication from Robert Hablewitz (Pillar Technologies, Hartland, WI)
to Donald R. van der Vaart (RTI, Research Triangle Park, NC), March 20,1988.
[93 ] Kobe, K. A. and associates, "Thermochemistry for the Petrochemical Industry", Petroleum
Refiner, Jan. 1949 through Nov. 1954.
[94] Letter from William M. Vatavuk (EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC) to Gerald
Schrubba (Salem Engelhard, South Lyon, MI), September 22,1992.
[95] Letter from William M. Vatavuk (EPA, OAQPS, Research Triangle Park, NC) to Rod
Pennington(REECO/ResearchCottrell, Somerville, NJ), September 22,1992.
2-53
-------
A
de
Seleccionados
2-54
-------
Tabla 2.12:LimitesofFlamabilidaddeCompuestosOrganicosenen Aire
a Presion Atmosferica y Temperatura Ambiente
Compound
Metano
Etano
Propano
Butano
Pentano
Hexano
Octano
Nonano
Decano
Etileno
Propileno
Acetileno
Ciclohexano
Benceno
Tolueno
Molecular
Weight
16.04
30.07
44.09
58.12
72.15
86.17
114.23
128.25
142.28
28.05
42.08
26.04
84.16
78.11
92.13
LELa
(volume %)
5.00
3.00
2.12
1.86
1.40
1.18
0.95
0.83
0.77
2.75
2.00
2.50
1.26
1.40
1.27
UELb
(volume %)
15.00
12.50
9.35
8.41
7.80
7.40
28.60
11.10
80.00
7.75
7.10
6.75
a LJmite Inferior de Explosividad
b LimJte Superior de Explosividad
2-55
-------
Tablea 2.13: Capacidades Calorificas Molares de Gases a Presion Cero [90]
C_ = a + bT + cT2 + dT3 ; T in °K
C_ dT
C in calories I g -moles °K Btu I Ib -mole °R
Compoesto
Metano
Etano
Propano
Butano
Pentano
Hexano
Ciclopentano
Ciclohexano
Benceno
Tolueno
Nitrogeno
Oxigeno
Aire
Dioxido de Carbono
a
4.750
1.648
-0.966
0.945
1.618
1.657
-12.957
-15.935
-8.650
-8.213
6.903
6.085
6.713
5.316
bx102
1.200
4.124
7.279
8.873
10.85
13.19
13.087
16.454
11.578
13.357
-0.037553
0.3631
0.04697
1 .4285
cx106
0.3030
-1.530
-3.755
-4.380
-5.365
-6.844
-7.447
-9.203
-7.540
-8.230
0.1930
-0.1709
0.1147
-0.8362
dx1010
-2.630
1.740
7.580
8.360
10.10
13.78
16.41
19.27
18.54
19.20
-0.6861
0.3133
-0.4696
1.784
Raodgo de
Temperature (°K)
273-1500
273-1500
273-1500
273-1500
273-1500
273-1500
273-1500
273-1500
273-1500
273-1500
273-1500
273-1500
273-1500
273-1500
2-56
-------
Tabla 2.14: Calores de Combustion de Compuestos Organicos Gaseosos Selectos,
Ah , a 25oC y Presion constante Para formar agua en fase gas y dioxido de carbon [80]
Compoesto
Peso
Molecular
Etileno
Propileno
Acetileno
Ciclohexano
Benceno
Tolueno
28.05
42.08
26.04
84.16
78.11
92.13
(cal/g)
-Dh
11,271.7
10,942.3
10,476.7
9,698.4
9,698.4
9,784.7
(Btu porlb)
Metano
Etano
Propano
Butano
Pentano
Hexano
Octano
Nonano
Decano
16.04
30.07
44.09
58.12
72.15
86.17
114.23
128.25
142.28
11,953.3
11,349.6
11,079.2
10,932.3
10,839.7
10,780.0
10,737.2
10,680.0
10,659.7
21,502
20,416
19,929
19,665
19,499
19,391
19,256
19,211
19,175
20,276
19,683
19,001
19,846
17,446
17,601
2-57
-------
B
de
No
2-58
-------
No todos los incineradores termicos estan equipados con intercambiadores de calor
recuperativos para transferir energia desde la corriente del gas de combustion a la corriente de gas
residual de entrada. Estas unidades no recuperativas utilizan otros mecanismos para la recuperacion
de energia del gas de combustion. Uno de estos tipos es el incinerador regenerative. Tal como
se discutio en la Seccion 2.2.1 tituladaIncineradoresRegenerativos. un incinerador regenerativo
logra la recuperacion de energia transportando el gas de combustion a traves de un lecho de
ceramica, el cual captura una portion de la entalpia de la corriente. Despues de que se le acopla
un mecanismo desviador, el gas residual de entrada pasa a traves de este lecho caliente y es
calentado hasta su temperatura de ignition. Este proceso se ilustra en la Figura 2.2.
Mientras que para un intercambiador de calor regenerativo podemos determinar con
bastante exactitud las temperaturas de las corrientes entrante y saliente, no siempre podemos
hacerlo para un lecho incinerador regenerativo. For una razon, estos lechos no se comportan
como intercambiadores de calor tipicos. Los perfiles de temperatura del lecho frecuentemente son
dificiles de predecir. Mas importante, debido a que los incineradores regenerativos no operan a
condiciones de estado estable, las temperaturas dentro de los lechos y en muchas otras
partes de la unidad varian con el tiempo. For esa razon, es mas conveniente ver a todo el
incinerador regenerativo como una "caja negra" hacia dentro de la cual fluyen el gas residual
y el combustible auxiliar y desde la cual emana el gas de combustion. Alrededor de esta
caj a negra podemos hacer balances de masa y energia. De esta manera, no hacemos ninguna
suposicion acerca de lo que ocurre dentro del incinerador con relation a la temperatura, las
razones de flujo u otros parametros de la corriente.
Sin embargo, para determinar el requerimiento de combustible auxiliar para
incineradores regenerativos via el procedimiento mostrado en este apendice, tenemos que hacer
dos suposiciones claves: (1) las temperaturas y razones de flujo de todas las corrientes entrando
y saliendo del incinerador estan en estado estable y, (2) la temperatura de combustion (y por
inferencia, la fraction de perdida de calor), tambien son constantes. Las otras suposiciones seran
tratadas en los siguientes pasos de diseno:
Pasos 1 a 4: Estos son los mismos que aquellos para los incineradores termicos y cataliticos.
(Vea Seccion 2.4.1.)
Paso 5t - Establecer la temperatura de operation del ietieeradon Debido a que sus disenos
son mas resistentes a los esfuerzos termicos y porque pueden alcanzar recuperaciones de calor
muy alias, los incineradores regenerativos usualmente son operados a temperaturas mas altas que
las unidades recuperativas. Consecuentemente, se logran eficiencias de destruction de COV
mas altas. Las temperaturas de operation del,800 a 2,000 °F son tipicas.
Paso 6t - Calcular la temperatura del gas residual a la salida del precalentador: Tal como
se explico anteriormente, los incineradores regenerativos no emplean precalentadores. El
2-59
-------
precalentamiento es hecho por y dentro de los lechos de ceramica. Mas aun, debido a que los
balances de masa y energia son hechos alrededor de toda la unidad, no necesitamos conocer la
temperatura del gas residual precalentado para calcular el requerimiento de combustible auxiliar.
Paso It - Calcular el requerimieeto de combustible auxiliar, Q^. Debido a que un incinerador
regenerativo recupera casi toda la energia del gas de combustion, su requerimiento de combustible
auxiliar usualmente es menor que para un incinerador recuperativo. Sin embargo, tal como se
discutio antes, este requerimiento de combustible es determinado via balances de masa y energia
tornados alrededor de toda la unidad, y no solo de la camara de combustion. Considere el
siguiente diagrama:
Flue Gas
(fo)
Auxiliary Fuel
(af)
Incinerator Unit
(Any Type)
Waste Gas
(wi)
Tomando balances de masa y energia alrededor del incinerador, obtenemos lo siguiente:
Balance de masa:
Masa que entra = Masa de salida
Masa del combustible + Masa del gas residual = Masa del gas de combustion
Paf Qaf + Pwi Q*i = Pfo Qfo
Balance de energia:
Enseguida, tomamos un balance de energia alrededor de la unidad del incinerador:
Energia que entra - Energia que sale + Energia generada = 0
Los terminos de la ecuacion del balance de energia son las entalpias del gas residual
entrante y del gas de combustion saliente (Hw. y H respectivamente), la perdida de energia (HL\
y los contenidos de COVdel gas residual y calorifico del combustible (gasnatural) (H^.yH a
suvez):
2-60
-------
Las variables incluidas en cada uno de los terminos en esta ecuacion del balance de
energia estan listadas en la Tabla 2.6. Son las siguientes:
Hm = Pm Qwi Cpmw, (Tw, ~ Tref)
H fo = Pfo Qfo Cpmfo (Tfo ~ Tref)
L = npfiQficpmfl(Tfi -rref)
Hcaf = Pafea/(-AAca/)
donde
rj = perdida de energia desde la camara de combustion (fraccional)
T = temperatura de combustion (°F)
A continuation sustituimos estas variables en la Ecuacion 2.5 1 y resolvemos para la
proportion masa del combustible (pO). Al hacer esto, hacemos las siguientes suposiciones:
• Las corrientes que fluyen hacia y desde el incinerador estan a condiciones de estado
estable.
• Los requerimientos de aire auxiliar son cero.
• Las temperaturas del ambiente, de referencia y de entrada del combustible son iguales (77
°F). (Esta suposicion resulta en que la corriente de combustible entente tenga entalpia
cero).
• Las capacidades calorificas de las corrientes de gas hacia y desde la unidad son
aproximadamente las mismas, independientemente de la composition.
• Las capacidades calorificas medias de las corrientes arriba de la reference temperature
- T (temperatura de referencia), (77 °F) son aproximadamente iguales,
independientemente de la temperatura. Aun mas, la capacidad calorifica de la corriente
de gas residual/gas de combustion entrando/saliendo del incinerador es evaluada al
promedio de las temperaturas de entrada (r ) y de combustion (J ). Esto es, C =
c = c = c
pmfi pmfo pm '
2-61
-------
Cuando hacemos todo esto, obtenemos la siguiente expresion:
p./ Q*t cpm (TWI - Tref) - [Pfo Q/O cpm (rfo - Tref) + r\ Pfi Qfl cpm
(Energia que entra) (Energia que sale)
ca = o
(Energia enerada)
la sustitucion de pf Of en la ecuacion anterior da lo siguiente en la Balance de masa:
rfo^-fo &
[P., Q,t Cpm (TW1 - Tref}\ - [n Cpm (paf Qaf + pwl QW1) (lfi - Tref) +
Finalmente, resolviendo para pafQaf, la proportion masa del combustible auxiliar (/5/min):
Pw,- Q., \cpm [n (Tfi - Tref) + (Tfo - Tvi)] - (-AACWI.)| paf Qaf =
ref
La Ecuacion 3.361 proporciona el requerimiento del combustible auxiliar para cualquier
tipo de incinerador termico, ya que es independiente de cualesquier variables intermedias, tales
como la temperatura del gas residual precalentado. Claramente, la ecuacion puede ser utilizada
con los incineradores regenerativos, siempre que se cumplan las suposiciones antes establecidas.
La fraccion de perdida de calor (77) variara de acuerdo al tipo de incinerador, a como
esten configurados los componentes del incinerador en launidad, los materiales de construccion,
el tipo y cantidad de aislante y otros factores. For ej emplo, para los incineradores recuperativos,
j] es aproximadamente 0.10. Sin embargo, la t] para incineradores regenerativos es
considerablemente menor. Hay dos razones para esto. Primero, los componentes de un incinerador
regenerativo —camara de combustion, lechos de ceramica, etc. — estan alojados en una sola
envoltura, mientras que en un incinerador recuperativo la camara de combustion, el intercambiador
de calory los conductos de interconexion son alojados separadamente, ofreciendo asi mas area
2-62
-------
de transferencia de calor. Segundo, debido a que las unidades regenerativas estan recubiertas
con ceramica, estan mejor aisladas que los incineradores recuperativos.
Para ganar una estimation de esta fraction de perdida de calor, hicimos contacto con
dos proveedores de incineradores regenerativos. [94,95] En base a los datos de perdidas de
calor que nos proporcionaron, calculamos valores que variaron desde 0.002 hasta 0.015
(0.2 a 1.5%). Estos valores variaron de acuerdo a la configuration del incinerador (vertical
u horizontal), la razon de flujo del gas residual, la temperatura ambiente y la velocidad del
viento.
Paso 8t - Verificar que el reqtierimieeto del combustible auxiliar es suflciente para
estabilizar la flama del quemador: Tal como se explico en la Section 2.4.2, solo una pequena
cantidad (< 5% de la entrada total de energia), es necesaria para estabilizar la flama del quemador.
Con los incineradores recuperativos, el requerimiento de combustible auxiliar usualmente es mucho
mayor que el requerimiento de estabilizacion del quemador, asi que esta restriction rara vez entra
en juego. Con los incineradores regenerativos sin embargo, el requerimiento de combustible
auxiliar puede ser tan baj o o mas baj o que el combustible necesario para estabilizar el quemador.
For lo tanto, es importante comparar estos requerimientos. Esta comparacion se hace via las
Ecuaciones 2.22 y 2.23. Si el combustible auxiliar es menos, el requerimiento minimo de combustible
seria establecido a 5% de la entrada total de energia.
Paso 9t - Calcular la razoe de flujo volumetrico del gas de combustion, Qfl: Al igual que en
los incineradores termicos recuperativos, la razon de fluj o del gas de combustion en el incinerador
regenerativo es la proportion utilizada para el diseno del tamano y costo de la unidad, medida a
condiciones estandares (1 atmosfera y 77°F), Q es la suma de las razones de flujo del gas
residual de entrada (Qw.) y del combustible (Q ). Pero, puesto que para unidades regenerativas
Q ,es pequena comparada con Qw., las razones de fluj o del gas residual y del gas de combustion
deben ser virtualmente identicas.
2-63
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4
de NO
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Grupo de Economiay Estrategias Innovadoras
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Oficina de Investigation y Desarrollo
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1-3
-------
Introduction
Los oxidos de nitrogeno (NOJ son contaminantes gaseosos que se forman
principalmente a traves de procesos de combustion. Mientras que el gas de combustion se
encuentra dentro de la unidad de combustion, cerca del 95% del NOx existe en forma de oxido
nitrico (NO). El resto es dioxido de nitrogeno (NO2), el cual es inestable a altas temperaturas.
Una vez que el gas de combustion es emitido a la atmosfera, la mayor parte del NOx es finalmente
convertido a NO2. El NOx en la atmosfera reacciona en presencia de la luz solar para formar
ozono (O3), uno de los contaminantes criterios para el que se han estableddo National Ambient
Air Quality Standards (Normas Nacionales de la Calidad del Aire Ambiental) en base a efectos
en la salud. Puesto que la formacion del ozono requiere de luz solar y altas temperaturas,
la formacion de ozono es mayor en los meses del verano.
El NOx se genera de una de tres formas; NOx combustible; NOx termal
(NOx immediate). El NOx combustible es producido por la oxidation del nitrogeno en la fuente del
combustible. La combustion de combustibles con alto contenido de nitrogeno, tales como el
carbon y los aceites residuales, produce may ores cantidades de NOx que aquellos con bajo
contenido de nitrogeno, tales como aceite destilado y gas natural. El NOx termal se forma por la
fijaci on de nitrogeno yoxigeno molecular a temperaturas may ores a 3 600 °F(2000 °C). ElNOx
inmediato se forma de la oxidation de radicales de hidrocarburos cerca de la flama de la
combustion y produce una cantidad insignificante de NOx.
La Selective Noncatalytic Reduction - SNCR (Reduction No Catalitica Selectiva) y la
Selective Catalytic Reduction - SCR (Reduction Catalitica Selectiva), son tecnologias de
control post-combustion, basadas en la reduction quimica de los oxidos de nitrogeno (NOJ a
nitrogeno molecular (N2) y vapor de agua (H2O). La diferencia primordial entre las dos
tecnologias es que la SCR utiliza un catalizador para aumentar la eficiencia de remocion de NOx,
lo que permite que el proceso ocurra a bajas temperaturas. Las tecnologias pueden usarse
separadamente o en combination con otras tecnologias de control de NOx, low NOx burners -
LNB (quemadores de bajo NOx) y natural gas reburn - NGR (requemado de gas natural).
SNCR y SCR pueden disenarse para proporcionar reducciones de NOx todo el ano o solamente
durante los meses del verano, cuando es mayor la preocupacion por el ozono.
Esta section presenta especificaciones de diseno y una metodologia de estimation de
costos para aplicaciones SNCR y SCR en calderas industrials grandes (may ores que 250 MMBtuI
hr). Su principal proposito es presentar costos estimados a nivel estudio. Estos estimados puede
utilizarse para comparar los costos aproximados de SNCR, SCR y de tecnologias altemas de
control de NOx La metodologia de costeo se basa en estimaciones de costo para aplicaciones
SNCR y SCR en calderas de servicios, por la Office of Research and Development (Oficina de
Investigation y Desarrollo), de la U.S. Environmental Protection Agency (Agencia de
Protection Ambiental de los EE.UU) en Research Triangle Park, NC.
1-4
-------
Como un preludio a la metodologia de costos, la section describe el proceso quimico, los
parametros de desempeno y los componentes del sistema para SNCR y SCR. Ademas, se
presentan los impactos al desempeno de las calderas y a las operaciones de los establecimientos,
resultantes de la instalacion de SNCR y SCR. La section tambien estima importantes parametros
fundamentales de diseno, incluyendo la normalized'stoichiometric ratio (relation estequiometrica
normalizada), el volumen del catalizador y el consumo de reactivo. Finalmente, presenta
suposiciones y ecuaciones para estimar costos de capital, costos anuales de operation y de
mantenimiento y annualized costs (costos anualizados). La SNCR y la SCR se discuten en
capitulos separados, sin embargo, el capitulo sobre SCR se construye a partir de conceptos
discutidos en el capitulo de la SNCR
La information sobre aspectos claves del diseno de sistemas SNCR y SCR, es
considerada patentada por los proveedores, incluyendo los metodos para la estimation de
ciertos parametros y costos de diseno. Esta information no esta disponible para desarrollar
metodologias de costos para SNCR y SCR. Para obtener estimaciones de los parametros y
costos de diseno patentados, es necesario desarrollar correlaciones matematicas a partir de datos
disponibles, utilizando tecnicas de regresion y de ajuste de curvas. Estas expresiones estan
derivadas por Bechtel en la Referencias [1,2,3, and 4], a partir de datos de desempeno,
documentados y completos, y costos de SNCR y SCR, en base a cotizaciones proporcionados
por proveedores y establecimientos.
1-5
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1
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3 622 Lyckan Parkway, Suite 2002
Durham, NC 27707
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Coeteeido
1.1 Introduction 1-3
1.2 Description del Proceso 14
1.2.1 Quimicade la Reduction 1-5
1.2.2 Reactivos 1-6
1.2.3 Parametros de Desempeno de la SNCR 1-8
1.2.4 SistemaSNCR 1-15
1.2.5 Otras Consideraciones 1-22
1.3 Parametros de Diseno 1-25
1.3.1 Parametros de Diseno para Estimaciones a NivelEstudio 1-25
1.3.2 Parametros de Diseno para Especificaciones Detalladas/De Desempeno 1-31
1.4 Analisisde Costos 1-34
1.4.1 Inversion de Capital Total 1-35
1.4.2 Costos Totales Anuales 1-36
1.5 ProblemadeEjemplo 142
1.5.1 Ejemplo de Parametro de Diseno 142
1.5.2 Ejemplo de Estimation de Costos 145
Referencias 149
1-2
-------
1.1 Introduction
La SNCR esta siendo utilizada actualmente para el control de emisiones de NOx en
calderas industrials, generadores de vapor de servicio electrico, incineradores termicos y
establecimientos de recuperation de energia de residues solidos municipales. Su uso en calderas
de servicios ha estado limitada generalmente a unidades con salida de menos de 3,100 MMBtu,
pero las aplicaciones a gran escala de SNCR han sido probadas exitosamente, tal como en la
Unidad 1 de laPlanta Cardinal (CardinalPlant Unit 7), una caldera de servicios de 600 MW
(5,700 MMBtu/hr) localizada en Brilliant, Ohio [11]. L,aSNCR puede ser aplicada como control
unico de NOx o con otras tecnologias, tales como los controles de combustion. El sistema SNCR
puede disenarse para operaciones estacionales o paratodo el ano.
La SNCR puede lograr eficiencias de reduccion de NOx de hasta 75 por ciento (%) en
ciertas demostraciones a corto plazo [5]. En aplicaciones tipicas de campo, sin embargo, propor-
ciona reducciones de NOx de 30% a 50%. Se han reportado reducciones de hasta 65% para
algunas aplicaciones de campo de SNCR en serie con equipo de control de la combustion, tales
como quemadores de bajo NOx (LNB) [11]. Los sistemas SNCR aplicados a unidades grandes
de combustion (mayores que 3,000 MMBtii/hf), tienen tipicamente, eficiencias de reduccion de
NOxmasbajas(menosde40%), debido alimitaciones demezclado [11]. LaFigura 1.1 presenta
la eficiencia de reduccion de NO de la SNCR para varios tamanos de calderas de servicios.
60
x 50
40
30
T3
C
O
'o
o
3
T3
&
3 20
.ro
o
§ 10
'o
ia
o
1000
2000
3000
4000
Tamafio de la Caldera (MMBtu/hr)
Figtira 1.1: Eficiencia de Reduccion deNOxdeSVC7?
para Varios Tamanos de Calderas de Servicios. [8]
La ferreteria asociada con una instalacion SNCR es relativamente simple y esta facilmente
1-3
-------
disponible. Consecuentemente, las aplicaciones SNCR tienden a tener costos de capital bajos
comparados con las LNB y SCR. La instalacion del equipo SNCR requiere de un minimo de
tiempo de paro. Aunque simple en concepto, en la practica es un reto disenar un sistema SNCR
que sea confiable, economico, simple de controlar y que cumpla con otros criterios tecnicos,
ambientales y regulatorios. La aplicacion practica de la SNCR esta limitada por el diseno y
condiciones de operation de la caldera.
Los algoritmos para estimaciones de costos en este reporte, estan basados en
aplicaciones de SNCR reconvertidas de calderas a carbon existentes, de fondo seco, de pared de
fuego y extraction tangencial balanceada. Hay poca diferencia entre el costo de reconvertir a
SNCR una caldera existente y de la instalacion de SNCR en una caldera nueva. [10]. Por lo tanto,
el procedimiento de estimation de costos es adecuado para aplicaciones de reconversion a SNCR
o en calderas nuevas, para todos los tipos de calderas de servicio electrico a carbon y calderas
industriales grandes.
1.2 Description del Proceso
La SNCR esta basada en la reduction quimica de la molecula de NOx a nitrogeno molecular
(N2) y vapor de agua (H2O). Un agente reductor con base en nitrogeno (reactivo), tal como
amoniaco o urea, es inyectado en el gas despues de la combustion. El reactivo puede reaccionar
con un numero de componentes del gas de combustion. Sin embargo, la reaction de reduction de
NOx se favorece sobre otros procesos de reaction quimica en un rango especifico de temperatura
y en presencia de oxigeno, por lo tanto, se considera un proceso quimico selectivo.
El proceso de SNCR ocurre dentro de la unidad de combustion, la cual actua como la
camara de reaction. La Figura 1.2 muestra un esquema del interior de una caldera con SNCR. El
reactivo es inyectado en el gas de combustion, a traves de boquillas montadas en la pared de la
unidad de combustion. Las boquillas de inyeccion estan localizadas generalmente en el area de
post-combustion, el area superior del homo y de los pasos convenctivos. La inyeccion causa
mezclado del reactivo y el gas de combustion. El calor de la caldera proporciona la energia para
la reaction de reduction. Las moleculas de NOx son reducidas y el gas de combustion que
reacciono sale entonces de la caldera. En la siguiente section se proporcionan mas detalles del
equipo y proceso SNCR.
1-4
-------
UREA v
INJECTORS \
Figtira 1.2. Configuration de la Ruta del Gas en la Caldera
1.2.1 Quimica de la Reduction
La SNCR es un proceso quimico relativamente simple. El proceso comienza con un
reactive en base a amoniaco., amoniaco (NH3) o urea (CO(NH2)2), siendo vaporizado, ya sea
antes de la inyeccion por un vaporizador o despues de la inyeccion por el calor de la caldera.
Dentro del rango de temperatura apropiado, la urea o el amoniaco en fase gas se descomponen
entonces en radicales libres, incluyendo NH3 y NH2. Despues de una serie de reacciones, los
radicales del amoniaco entran en contacto con el NOx y lo reducen a N2 y H2O.
La representation global de estas reacciones esta dada a continuation para ambos, la urea y el
amoniaco. Notese que el NOx esta representado como NO, puesto que es la forma
predominante de NOx dentro de la caldera. La ecuacion de la reaction del amoniaco
esta dada por:
2NO + 2NH
IN, +1H20
(1.1)
1-5
-------
La reaction para la urea esta dada por:
2NO + CO(NH2)2 + 1202 -» 2N2 + C02 + 2H20 (1.2)
El principal subproducto formado durante la SNCR ya sea con urea o con amoniaco, es el
oxido nitroso (N2O). El N2O es un abatidor del ozono y un gas de efecto invernadero, pero
actualmente no esta regulado. La reduction en base a urea genera significativamente mas N2O
que los sistemas en base a amoniaco. Hasta el 30% del NOx puede ser transformado en N2O.
Se dispone de aditivos patentados para el proceso SNCR en base a urea, para reducir la
formaciondeN2O. [10]
1.2.2 Reactivos
Ambos, el amoniaco y la urea, han sido empleados exitosamente como reactivos.
El costo del reactivo es una gran portion de los costos anuales de operation de un sistema SNCR.
El amoniaco es generalmente menos caro que la urea. Sin embargo, la selection de un reactivo se
basa no solo en el costo, sino en las propiedades fisicas y en consideraciones de operation.
Las propiedades de la urea y del amoniaco en soluciones acuosas se muestran en la Tabla
1.1.
El amoniaco puede utilizarse ya sea en solution acuosa o en forma anhidrida. El amoniaco
anhidrido es un gas a temperatura atmosferica normal. Debe ser transportado y almacenado a
presion, lo cual presenta cuestiones de seguridad. El amoniaco en fase acuosa es transportado y
almacenado generalmente con concentration de 29.4% de amoniaco en agua. A concentraciones
superiores a 28%, el almacenamiento del amoniaco puede requerir de un permiso, por lo tanto,
algunas aplicaciones recientes de SNCR estan utilizando una solution al 19%[ 1 ]. Al disminuir la
concentration, sin embargo, aumenta el volumen requerido de almacenamiento. El amoniaco es
inyectado generalmente como un vapor. Para proporcionar suficiente vapor de amoniaco a los
inyectores, se requiere de un vaporizador, aun cuando la solution al 29.4% tiene una presion de
vapor sustancial a temperaturas normales del aire. El equipo del sistema de inyeccion para
sistemas de vapor es mas complicado y mas caro que el equipo para sistemas acuosos (Vease la
Section 1.2.4 Sistema SNCR).
La urea es utilizada generalmente en una solution acuosa al 50%. [1]. A esta
concentration, la solution de urea debe calentarse y circularse en climas frios debido a su
bajo punto de congelamiento, 17.8°C (64°F). Se dispone de soluciones de urea con
concentraciones mas altas, las cuales reducen el volumen de almacenamiento pero requieren
de calentamiento extensive para prevenir congelamiento. La urea es inyectada en la caldera
1-6
-------
Tabla 1.1: Propiedades de los Reactivos Urea y Amoniaco [6]
Propiedad
Solucion de Urea
Solucion de Amoniaco
Formula quimica
CO(NH2)2
NH3
Peso molecular del reactivo
60.06
17.03
Liquido o gas a temperatura
normal del aire
Liquido
Liquido
Concentracion del reactivo,
normalmente proporcionada
50% en peso
29.4% en peso
Relacion de NH3 a la solucion
28.3% en peso de NH
29.4% en peso de NH
Densidad de la solucion @ 60 °F
(58 Ib/fP para 19%)
71 Ib/ft3
56 Ib/ft3
Presion de vapor @ 80 °F
< 1 ps/a
13.9 ps/a
Temperatura de cristalizacion
64 °F
Limites de inflamabilidad en aire
No-inflamable
Limite inferior de explosividad
(Lower explosion limit) = 16% NH3 en
volumen; Limite superior de
explosividad (Upper explosion limit) =
25% NH3 en volumen.
Valor del umbrallimite
(Threshold limit value)
(efectos a la salud)
No especificado
25ppm
Olor
Ligero (como amoniaco)
Olor picante @ 5 ppm o mas
Materiales aceptables para
almacenamiento
Plastico, acero, o acero
inoxidable (no cobre ni
aleaciones ni uniones
dezinco aluminio)
Tanque de acero, capaz de
de cobre manejar al menos 25 psig
de presion (no cobre ni aleaciones
de cobre, etc.)
1-7
-------
como una solucion acuosa y vaporizada por el calor de la caldera. La urea puede
tambien ser transportada en forma de pastillas (pellets), las cuales minimizan los requisites
de transporte. Sin embargo, para
producir urea en fase acuosa para utilizarse en el sistema SNCR, entonces, la urea debe ser
mezclada con agua en el establecimiento. Este proceso de mezclado es generalmente
prohibitivo en costo, excepto para sitios remotos, grandes establecimientos o establecimientos
donde los procesos de mezclado quimico ya estan siendo realizados. [13].
Los sistemas en base a urea tienen varias ventajas sobre los sistemas en base a amoniaco.
La urea es un liquido no toxico, menos volatil, que puede almacenarse y manejarse con mas
seguridad que el amoniaco. Las gotas de solucion de urea puede penetrar mas adentro en el gas
de combustion cuando se inyecta en la caldera. Esto mejora el mezclado con el gas de
combustion, lo cual es dificil en calderas grandes [1]. Debido a estas ventajas, la urea es mas
comunmente utilizada que el amoniaco en aplicaciones de sistemas SNCR en calderas grandes.
1.2.3 Parametros de Desempefio de la SNCR
La razon de la reaction de reduction determina la cantidad de NOx removido del gas de
combustion. Los factores importantes de diseno y operacionales que afectan la reduction de NOx
porun si sterna SNCR incluyen:
• Rango de temperatura de reaction;
• Tiempo de residencia disponible en el rango optimo de temperatura;
• Grado de mezclado entre el reactivo inyectado y los gases de combustion;
• NivelnocontroladodeconcentraciondeNO ;
X5
• Razon molar de reactivo inyectado a NOx no controlado; y
• Escabullimiento de amoniaco.
Temperatura
La reaction de reduction de NOx ocurre dentro de un rango especifico de temperatura,
en el que se dispone del calor adecuado para conducir la reaction. A menores temperaturas, las
cineticas de las reacciones son lentas y el amoniaco pasa a traves de la caldera (escabullimiento de
amoniaco). A temperaturas may ores, el reactivo se oxiday se genera NOx adicional. La ventana
de temperatura depende del reactivo utilizado. La Figura 1.3 muestra la eficiencia de reduction
de NOx para SNCR con urea y amoniaco a varias temperaturas de caldera. Para el amoniaco, la
temperatura optima es desde 870°C a 1100°C (1,600°F a 2,000°F) [1]. Su rango optimo de
temperatura puede reducirse inyectando gas hidrogeno con el amoniaco. Para la urea, el rango
optimo de temperatura es entre 900°C y 1150°C (1,650°F y 2,100°F) [1]. Pueden utilizarse
1-8
-------
aditivos al reactive urea para ampliar la ventana de temperatura efectiva. Estos aditivos estan
generalmente patentados (vease la Section 1.2.5 Otras Consideraciones).
El reactive es inyectado en la caldera en regiones donde la temperatura del gas de
combustion esta dentro del rango especificado. Puesto que las temperaturas de reaction son
altas, la inyeccion toma lugar en la caldera misma. En general, el reactivo es inyectado dentro de
las regiones radiantes y convectivas del supercalentador y del recalentador, donde tipicamente
esta disponible el rango apropiado de temperaturas. [1]. El posicionamiento correcto de los
puertos de inyeccion resulta en may ores eficiencias de reduction de NO .
100
90
o
T3
0>
o:
0)
T3
TO
'O
C
0)
'o
4=
LU
1400
1600
Temperatura (°F)
1800
2000
Figtira 13: Efecto de la Temperatura en la Reduction de NOx
La temperatura del gas de combustion dentro de la caldera, depende del diseno y
condiciones de operation de la caldera. Generalmente, estas se ponen para cumplir con los
requerimientos de generation de vapor y no siempre son ideales para el proceso de SNCR. La
temperatura del gas de combustion en la parte alta del homo a traves del paso convectivo puede
variar en±150°C(300°F) de una caldera a la siguiente [ 1 ]. Ademas, las fluctuaciones en el perfil
de carga de la caldera, afectan la temperatura dentro de la caldera. A perfiles de carga mas baj os,
1-9
-------
la temperatura dentro de la caldera es mas baj a. Las variaciones en la temperatura del gas de
combustion hacen mas dificil el diseno y operation de un sistema SNCR.
Tiempo de Residencia
El tiempo de residencia es la cantidad de tiempo que los reactivos estan presentes dentro
del reactor quimico, el area superior del homo y los pasos convectivos. Antes que los reactivos
salgan de la caldera, todos los pasos en el proceso de SNCR deben completarse, incluyendo:
• El mezclado de la urea inyectada, con el gas de combustion;
Evaporation del agua;
• Descomposici6ndelaureaa]MH3;
Descomposicion del NH3 aNH2 y radicales libres; y
• Quimica de la reaction de reduction de NOx.
Aumentando el tiempo de residencia disponible para la transferencia de masa y las
reacciones quimicas, aumenta generalmente la remocion de NOx. Ademas, a medida que la
ventana de temperatura para la reaction es disminuida, se requiere mayor tiempo de residencia
para alcanzar el mismo nivel de reduction de NOx. El tiempo de residencia puede variar desde
0.001 hasta 10 segundos [1]. Sin embargo, la ganancia en desempeno para tiemposde residencia
mayores a 0.5 segundos, generalmente es minima. [10]. La Figura 1.4 muestra el efecto del
tiempo de residencia y la temperatura en la reduction de NOx.
La cantidad del tiempo de residencia depende de las dimensiones de la ruta del gas en la
caldera y de la razon de fluj o volumetrico del gas de combustion a lo largo de la ruta del gas en la
caldera. Estos parametros de diseno se optimizan para las operaciones de la caldera y no para
el proceso de SNCR. El tiempo de residencia en la caldera se fija para cumplir con los
requerimientos de generation de vapor, mientras se mantiene una velocidad del gas de
combustion para prevenir la erosion de los tubos humedos en la caldera. Debido a estos
requerimientos de diseno de la caldera, el tiempo de residencia en la caldera no siempre es ideal
para el proceso de SNCR.
1-10
-------
100
x
o
O
O
T3
£
0)
T3
TO
'o
0)
'o
14=
LU
1200
1400
1600
1800
2000
2200
Temperatura (°F)
Figtira 1.4: Efecto del Tiempo de Residencia en la Reduction de NOx
Grado de Mezclado
Para que la reaction de reduction tome lugar, el reactivo debe dispersarse y mezclarse a
traves del gas de combustion. La dispersion debe ocurrir rapidamente debido a la volatilidad del
amoniaco. Los requerimientos de mezclado son generalmente especificos de la caldera y
dependientes de los perfiles del fluj o de aire a traves de la caldera. [ 1 ]. Deben tomarse en cuenta
las areas de estancamiento y de fluj o alto. La dispersion y mezclado del reactivo y del gas de
combustion es mas dificil en calderas grandes debido a su tamano y a sus patrones de flujo.
El mezclado es realizado por el sistema de inyeccion. Los inyectores atomizan al
reactivo y controlan el angulo de atomizado, la velocidad y la direction del reactivo inyectado.
Estos sistemas son especificos de la caldera y del reactivo. Los modelos numericos del
flujo del gas de combustion y del reactivo optimizan el diseno del sistema de inyeccion.
(Vease la Section 1.2.5 Otras Consideraciones).
Para ayudar en la dispersion de la urea en fase acuosa, el reactivo es atomizado en gotitas,
en boquillas especialmente disenadas, las cuales optimizan el tamano y distribution de las gotitas.
El tiempo y la trayectoria de la evaporation son una funcion del diametro de la gotita. Las gotitas
mas grandes tienen mayor momento y penetran mas adentro en la corriente del gas de
combustion. Sin embargo, requieren un mayor tiempo para volatilizarse, aumentando el tiempo de
residencia requerido. [ 1 ]
1-11
-------
El mezclado inadecuado resulta en insuficiente reduccion de NOx. Los patrones del
mezclado pueden mejorarse por varies metodos:
• Aumentar la energia impartida a las gotitas;
• Aumentar el numero de inyectores;
• Aumentar el numero de zonas de inyeccion; y
• Modificar el diseno de la boquilla atomizadora para mej orar el tamano,
distribution, angulo de atomizado y direction de la gotita de la solution.
NO* No Controlado
La concentration de los reactivos tambien afecta la razon de reaction del proceso de
reduccion de NOx. Las cinetica de las reacciones disminuyen a medida que disminuye la
concentration de los reactivos. Esto es debido a consideraciones termodinamicas, las cuales
limitan el proceso de reduccion a bajas concentraciones deNOx [1]. Para concentraciones de
entrada de NOx mas baj as, la temperatura de la reaction es mas baj a, por lo que el porcentaj e de
reducciondeNOxesmasbajo. LaFigura 1.5 muestralaeficienciadereducciondeNOxcomo
una funcion de la temperatura para varios niveles de NO no controlado.
^— fin
-------
mol de urea o dos moles de amoniaco. En la practica, se necesita inyectar mas que la cantidad
teorica de reactive en el gas de combustion de la caldera para obtener un nivel especifico de
reduction de NOx. Esto es debido a la complejidad de las reacciones quimicas reales que
involucran al NOx y al reactivo inyectado y a las limitaciones de mezclado entre el reactivo y el gas
de combustion (razon cinetica). Los valores tipicos de NSR estan entre 0.5 y 3 moles of
amoniaco por mol de NOx [10]. Debido a que los costos de capital y de operation dependen
de la cantidad de reactivo consumido, es critico determinar la NSR apropiada. Los factores
que influyen el valor de la NSR incluyen:
• Por ciento de reduction de NO ;
X5
Concentration de NOx no controlado en los gases de combustion;
• Temperatura y tiempo de residencia disponibles para las reacciones
de reduction de NOx;
• Grado de mezclado alcanzable en la caldera;
Escabullimiento permisible de amoniaco; y
Razon de reacciones quimicas competitivas
La Section 4-1.1.3 Parametros de Diseno, proporciona discusion adicional de estas influencias y
de un metodo para estimar la NSR.
La Figura 1.6 muestra la reduction de NOx como una fund on de la NSR. Notese que a
medida que laNSR aumenta, la reduction de NOx aumenta. Sin embargo, a medida que laNSR
aumenta, el incremento en la reduction de NOx disminuye exponencialmente. La razon cinetica
limita la posible reduction de NOx a mucho menos que el valor teorico. Aumentando la cantidad
de reactivo no aumenta significativamente la reduction de NOX para valores de NSR
porencimade2.0.
0)
T3
C
O
'o
o
&
0)
T3
45 -
40
35
30 -
25
20 -
I1!
10
5 .
n
/
/
/
/^
/
0 0.5
/— -
^ „— •— '^~'~
1.5 2 2.5 C
NSR
Figura 1.6: EfectodelaASRenlaReducciondeNO .
1-13
-------
Escabullimiento de Amoniaco
Los valores tipicos de NSR requieren que se inyecte significativamente mas reactive
en la practica que lo requerido por la razon estequiometrica teorica. Ademas, la cantidad de
NOx removido es generalmente mucho menor que la cantidad de NOx no controlado. Esto
deja una gran porcion del reactive inyectado, sin reaccionar.
La mayor parte del reactivo en exceso utilizado en el proceso, es destruido a traves de otras
reacciones quimicas. Sin embargo, una pequena porcion permanece en el gas de combustion, a
medida que el amoniaco se escabulle. LaFigura 1.7 muestraun ejemplo de eficiencia de reduc-
tion de NOx que puede alcanzarse para un nivel de NOx no controlado de 120 ppm y varios
niveles de escabullimiento de amoniaco.
El amoniaco en la corriente del gas de combustion tiene varios impactos negatives. Tal
como se muestra en la Tabla 1.1, el amoniaco tiene un olor detectable a niveles de 5 ppm o
may ores y presenta un riesgo a la salud a niveles de 25 ppm o may ores. Puede ocasionar un
problema de visibilidad en la pluma de la chimenea por la formation de cloruros de amoniaco, lo
cual ocurre cuando se queman combustibles que contienen compuestos de cloro. Ademas, se
forman bisulfato de amoniaco y sulfato de amoniaco cuando se queman combustibles conteniendo
azufre. Las sales de azufre-amoniaco pueden tapar, ensuciar y corroer equipo corriente abaj o, tal
como los calentadores de aire, los conductos y los ventiladores. Finalmente, la capacidad de
vender la ceniza flotante como un producto secundario se afecta por su concentration de
amoniaco. Los impactos del escabullimiento de amoniaco se discuten mas en la Section 4-1.1.2.4
Otras Consideraciones.
Los limites del escabullimiento aceptable de amoniaco, impuestos ya sea por limites
regulatorios o por requerimientos de diseno, ponen restricciones en el desempeno del SNCR.
La inyeccion de urea a niveles may ores de NSR, pueden mejorar la reduction de NOx, pero
tambien pueden aumentar el escabullimiento de amoniaco. Ademas, las variaciones en el perfil
de temperatura de la caldera durante las operaciones, puede aumentar el escabullimiento
de amoniaco.
1-14
-------
80 n
^ 70
Z go
T3
£= 50 -
0 OU
8
=3 40 -
-a ^u
-------
Estos pasos son comunes a ambos SNCR, de urea y amoniaco. Sin embargo, las
especificaciones de diseno y de equipo para los dos sistemas son diferentes, puesto que el
amoniaco es inyectado como un vapor, mientras que la urea es inyectada como una solution
acuosa. La urea es utilizada tipicamente en aplicaciones de SNCR en calderas grandes,
porque es mas segura de almacenar y tiene mejores propiedades de dispersion. A continuation
s e
proporciona una discusion del proceso y equipo SNCR. Esta section se enfoca principalmente
en SNCR en base a urea, puesto que es mas comun a calderas grandes. La Figura 1.8 presenta
un diagrama de flujo de un sistema simplificado y la Tabla 1.2 enlista los requerimientos de
equipo para SNCR en base a urea.
Los sistemas a base de urea tipicamente emplean un diseno modular para tener en
cuenta los requerimientos de diseno especificos de la caldera, al tiempo que minimizan los
costos de capital. El ensamble modular en el taller, de bombas, valvulas, tuberia intema,
instrumentos y controles, reduce el tiempo de instalacion en campo y los costos relacionados,
al tiempo que proporciona flexibilidad para expansiones futuras [1]. Los componentes son
ensamblados en unidades funcionales y montadas en tarimas modules de acero inoxidable.
Estos modules pueden ser transportados al sitio e instalados directamente. Las tarimas
modules mostradas en la Figura 1.8 seran discutidas aun mas en las siguientes secciones.
1-16
-------
COOLING AIR
I_WATER PUMP J
DILUTION WATER
PRESSURE
CONTROL MODULE
WATER PUMP
INJECTION ZONE METERING MODULES
UREA STORAGE
TANK
CIRCULATION
PUMPS !
SUPPLY/CIRCULATION MODULE
UREA
UNLOADING
PUMP
Figtira 1.8: Diagrama de Flujo del Proceso SNCR con Urea
1-17
-------
Tabla 1.2: Equipo del Si sterna SNCR en Base a Urea
Articulo
Descripcion/Tamafio
Tarima de descarga de Urea
Bombas centrifugas con mangueras para
conectarse al carro tanque de ferrocarril o camion
Tanques de almacenamiento de Urea
(1 o mas tanques)
Tanque vertical, de plastico reforzado (resina de ester de vinilo),
aislado con fibra de vidrio, diseno a presion atmosferica y
equipado con un desfogue, escalera marina, rampa y tapetes
de calentamiento
Modulo de circulation
Tarima modulo de circulacion, consistente de:
Bombas de circulacion,
Calentadores electricos,
Tuberia aislada con trazadores de calentamiento,
Valvulas de aislamiento para bombas y calentamientos,
Instrumentacion para flujo, presion, temperatura y
un panel de control
Modules de medicion de la zona de inyeccion
(IZM) (1 a 5 modules)
Modules de medicion montados en tarimas, consistentes de:
Bombas de medicion, tipo diafragma hidraulico equipadas
con un motor de velocidad variable,
Bombas de alta presion de agua, tipo turbina,
Tuberia aislada con trazadores de calentamiento,
Valvulas de aislamiento para bombas y calentamientos,
Instrumentacion para flujo, presion, temperatura y un
panel de control
Compresor de aire
Tipo rotaterio
Modules de distribution (1 a 5 modules)
Modulo de distribucion de la solucion de Urea, consistente de:
Conexiones con valvulas para urea y atomizacion de aire,
Valvula de aislamiento y valvula de control de presion para
el suministro de aire/urea a cada inyector,
Indicador de presion para el suministro de aire/urea a
cada inyector,
Indicador de flujo para el suministro de urea a cada inyector.
Inyectores
(4 a 12 por modulo de distribucion)
Tipo-pared: Inyector de pared tipo doble-fluido, con paneles
de pared de homo y mangueras para suministro de aire y urea,
Tipo-lanza: Inyectores de lanza tipo doble-fluido, con paneles de
pared de homo y mangueras para el suministro de aire y urea.
Tuberia
Entre la tarima de descarga de urea y el tanque de urea; el tanque de
urea y el modulo de circulacion; y el modulo de circulacion y el(ios)
modulo(s) IZM. Tuberia de acero inoxidable, aislada con trazadores
de calor.
Tuberia
Entre le (los) modulo(s) IZM y los modules de distribucion. Tuberia de
acero inoxidable, aislada, con trazadores de calor.
Tubos
Entre los modules de distribucion y los inyectores. Tuberia de acero
inoxidable, aislada, con trazadores de calor.
Tuberia del agua de dilucion
Tuberia de acero al carbon, aislada, con trazadores de calor, con
valvulas de aislamiento y de reduccion de presion..
Tuberia miscelanea
Tuberia/tubos y valvulas para sifonear agua, atomizar aire y
controlarelaire.
Soporte de tuberia
Soporte de acero estructural, incluyendo un puente para tuberia,
para soportar toda la tuberia.
Monitores de emisiones de salida
del economizador
Monitorear NOX, y O2 en el gas de combustion y proporcionar una
serial de retroalimentacion para el control de la inyeccion de urea.
Instrumentacion y controles
Instrumentacion y controles independientes en base a
microprocesadores para el sistema SNCR, con retroalimentacion
desde los controles de la planta para la unidad de carga,
emisiones de , etc.
Envoltura
Envolturas predisenadas, calentadas y ventiladas para las tarimas
de circulacion y medicion.
Cimientos
Cimientos y paredes de contencion para el tanque y las tarimas
de equipo, envolturas y acero de soporte de la tuberia,
segun se requiera.
Plataformas/escaleras
Modificaciones y adiciones a plataformas/escaleras para acceso
a los inyectores.
Remocion de asbesto
Remocion de asbesto y reaislamiento, para una
instalacion reconvertida.
1-18
-------
Reception y almacenamiento del reactivo
Tanques de Almacenamiento
Los establecimientos reciben la urea en fase acuosa via un camion cistema o un
carro-tanque de ferrocarril y la bombean hacia los tanques de almacenamiento. Las aplicaciones
de SNCR en calderas grandes requieren de uno a cinco tanques con volumenes que van desde
10,000 hasta 20,000 gal ones por tanque, para mantener suficiente volumen para 1 a 3 semanas
de operation de la SNCR. Para el almacenamiento de urea se utiliza un tanque vertical, de fondo
piano y tapa cerrada. Estos tanques son usualmente construidos de fibra reforzada de poliester y
tienen un recubrimiento como barrera contra la corrosion en el interior, hecha de resina de ester de
vinilo de primera calidad. Los tanques estan equipados con indicadores de nivel y de temperatura,
una plataforma, desfogue y escalera de acceso y otros accesorios. La aplicabilidad de trazadores
de calor, aislante y criterio de diseno antisismico, son determinados en base a condiciones
especificas del sitio. El tanque debe montarse en un piso de concreto y ser rodeado por una
estructura contenedora de derrames, tal como un dique.
Modulo de Circulation
El modulo de circulation mantiene circulation continua de la urea almacenada y
suministra fluj o alto de urea de alta presion al sistema de inyeccion. El modulo de circulation
bombea la urea del tanque de almacenamiento a los componentes en el modulo. La solution de
urea es filtrada para evitar taponamiento de los inyectores, y calentada para prevenir que la
solution se congele. La urea es entonces regresada al tanque o enviada al sistema de inyeccion. El
modulo tambien proporciona un control local/remoto y una estacion de monitoreo para el tanque
de almacenamiento y el sistema de circulation. Este modulo contiene bombas centrifugas de
multiple etapa, de acero inoxidable, coladores dobles en linea, calentadores electricos e
instrumentation y controles para la presion, flujo, temperatura y cantidad del reactivo. [1]
Dilution, mediciony mezclado del reactivo
Modulo de Control de la Presion de Agua de Dilution
El dilution water pressure,DWP, control module (modulo de control de la presion de
agua de dilution) proporciona agua filtrada de la planta a la presion apropiada para la dilution del
reactivo. El agua de la planta es filtrada a menos de 50 miligramos por litro (mg/1) de solidos
suspendidos y solidos poco disueltos. El DWP consiste tipicamente de dos bombas centrifugas
de multiple etapa, de alto flujo, de acero inoxidable, y de coladores dobles en linea, valvulas de
control de presion y la instrumentation requerida de fluj o/presion. A traves del uso de controladores
de contrapresion y de bombas de multiple etapa, este sistema mantiene un suministro constante de
agua de dilution, a la presion de diseno, en respuesta a las senates de demanda cambiante del
procesoSNCR. [1]
1-19
-------
Modulo de Medici on de la Zona de Inyeccion
El injection zone metering module - I7M (modulo de medicion de la zona de
inyeccion) mide y controla la concentracion y fluj o de reactivo a cada zona de inyeccion en la
caldera. La urea en fase acuosa generalmente requiere diluirse antes de la inyeccion, para lograr
laNSR correcta entre el reactivo y el NOx del gas de combustion. El reactivo es diluido utilizando
agua filtrada de la planta del moduloDWP. Cada modulo JZMincluye unabomba de medicion de
sustancias quimicas, una bomba de agua, un mezclador estatico en linea, un tablero de control
local, valvulas para aislamiento de zonas y medidores de flujo magneti cos y valvulas de control
para la sustancia quimica y el agua. El diseno del modulo generalmente incorpora valvulas de fluj o
independiente de la sustancia quimica y de presion por zonas, las cuales responden a senates del
sistema de control, el modulo de control maestro y el local programmable logic controller -
PLC (controlador logico programable local). A traves del sistema de control, el modulo ajusta las
proporciones de flujo de la solucion y activa o desactiva las zonas de inyeccion en respuesta a
cambios en la concentracion de NOx de salida, de la carga a la caldera o a la calidad del
combustible. Los sistemas SNCR en base a urea emplean tipicamente de uno a cinco modules
JZM, dependiendo del tamano y configuration de la caldera, de la concentracion de NOx
no controlado y la eficiencia requerida de remocion de NOx. Varios modules JZMpueden ser
combinados en un sistema montado sobre tarima. [ 1 ]
Inyeccion del reactivo diluido en lugares apropiados de la caldera
Modulo de Distribution de Reactivo
La solucion de urea diluida y mezclada, es transportada desde el JZMa los modules de
distribution, los cuales estan localizados tipicamente adyacentes a la caldera. Los modules de
distribution controlan el flujo de solucion a cada inyector. Cada uno de los modules de
distribution consiste de medidores de fluj o, valvulas de balanceo y reguladores conectados a un
sistema de control automatico. El sistema de control controla exactamente y muestra el flujo del
reactivo y del aire para atomizacion o vapor a cada inyector. Los modules tambien incluyen
valvulas de globe manuales, indicadores de presion y tubos de acero inoxidable para controlar
adecuadamente el proceso de inyeccion de urea. Hay un modulo de distribution para cada/ZM
proporcionando reactivo a multiples inyectores. [ 1 ]
Localization de Inyectores
La solucion de urea fluye de un modulo de distribution dado a un conjunto de inyectores.
Para aplicaciones en calderas grandes, se localizan multiples inyectores dentro de varias zonas
diferentes de la caldera y pueden ser operados independientemente o en grupos (subzonas), via el
TZM. Controlar la cantidad y localization de la inyeccion del reactivo le da al sistema la flexibilidad
de responder a variaciones en las condiciones de operation de la caldera y mantener los niveles
de escabullimiento de amoniaco.
1-20
-------
El numero y localization de las zonas esta deteraiinado por los patrones de temperatura
y fluj o de la caldera. Las localizaciones se optimizan utilizando modelos numericos del fluj o y de
las reacciones quimicas (vease la Section 1.2.5 Otras Consideraciones). Los disenos tipicos
emplean entre una y cinco zonas de inyeccion con 4 a 12 inyectores por zona. [ 1 ]. Los inyectores
se localizan en areas abiertas de la caldera, tal como la region entre las secciones del supercalentador
y el recalentador. La Figura 1.2 ilustra esta configuration. Para reconversiones SNCR en
calderas existentes, las localizaciones optimas de los inyectores pueden estar ocupadas por
equipo de la caldera, tal como los tubos de agua. La remocion o relocalizacion de estos equipos
aumenta los costos de instalacion. La instalacion en areas de la caldera suboptimas, disminuye la
eficiencia de reduction de NOx, la cual puede ser lograda por el sistema, al tiempo que mantiene
los niveles requeridos de escabullimiento de amoniaco.
Mezclado del reactivo con el gas de combustion y reduction deNCX
Inyectores
Los inyectores ayudan en la dispersion y mezclado del reactivo con el gas de
combustion. Hay dos tipos de inyectores, de pared y de lanza.
Los wall injectors (inyectores de pared) estan unidos a la pared intema de la
caldera en sitios especificos. Hay generalmente una boquilla por cada sitio de inyector. Los
inyectores de pared son utilizados en calderas mas pequenas y con sistemas en base a urea,
donde la inyeccion de corto alcance es suficiente para mezclar al reactivo con el gas de
combustion. Tienen una vida de operation mas larga que los inyectores de lanza, puesto que
no estan expuestos directamente al gas de combustion caliente.
Los lance injectors (inyectores de lanza) consisten de un pequeno tubo que se
proyecta desde la pared de la caldera hacia la ruta del gas de combustion. A lo largo del
tubo se localizan boquillas, directamente en la ruta del gas de combustion. Los inyectores de
lanza son utilizados para sistemas de amoniaco gas y calderas grandes, donde el mezclado
del gas de combustion y del reactivo es mas dificil. En algunos disenos, la lanza se extiende
a traves de todo lo ancho del pasaje de la caldera. Los inyectores de lanza pueden ser de
diseno de una boquilla o de multiple boquillas. Las lanzas de boquillas multiples son de
diseno mas complicado, por lo tanto, son mas caros que los inyectores de lanza de una sola
boquilla o los de pared. [1].
Los sistemas SNCR pueden emplear uno o ambos tipos de inyectores. Los inyectores estan
sujetos a altas temperaturas y a impactos del gas de combustion, lo cual causa erosion,
corrosion y degradation de la integridad estructural. Por lo tanto, los inyectores son
construidos generalmente de acero inoxidable y disenados para ser reemplazables. Ademas,
los inyectores son con frecuencia enfriados con aire, vapor o agua. Los inyectores de lanza
y algunos inyectores de pared, son disenados tambien para ser retractiles cuando no estan en
uso. Esto minimiza su exposition al gas de combustion caliente cuando el sistema SNCR no
esta siendo operado debido a operaciones estacionales, arranque o paro de la caldera u otras
1-21
-------
razones operativas.
El reactive es inyectado bajo presion y atomizado por boquillas con punta especialmente
disenada para crear gotitas de tamanoy distribution optimos. El angulo y velocidad de atomizado
de la inyeccion, controlan la trayectoria del reactivo. Los sistemas de urea a veces inyectan un
fluido detransporte, tipicamente aire o vapor, junto con la urea, atraves deunaboquilla atomizadora
de doble fluido. El reactivo puede ser inyectado con un sistema de baj a energia o de alta energia.
Un sistema de baja energia utiliza poco aire o aire no presurizado, mientras que un sistema de alta
energia utiliza grandes cantidades de aire comprimido o vapor para inyectar y mezclar
vigorosamente la solution con el gas de combustion. Los inyectores de lanza en calderas grandes,
tipicamente utilizan sistemas de alta energia. Los sistemas de alta energia son mas caros de
construir y operar, puesto que requieren un compresor mas grande, un sistema de inyeccion
mas robusto y consumen mas energia electrica.
Los sistemas de inyeccion de reactivo utilizados para sistemas en base a amoniaco, son
generalmente mas complicados y caros que aquellos utilizados en sistemas en base a urea. [1].
Estos sistemas inyectan amoniaco en fase gas en vez de una solution acuosa. Por esta razon, los
sistemas en base a amoniaco a veces utilizan sistemas de lanza de alta energia con multiples
inyectores. Las lanzas estan colocadas en una formation de cuadricula a traves de lo ancho y alto
de los pasos de la caldera.
1.2.5 Otras Coesideradoees
Reconversion
La dificultad de reconvertir a SNCR calderas grandes a carbon, existentes, es
considerada como minima. La principal preocupacion es el espacio adecuado en la pared dentro
de la caldera para la instalacion de los inyectores. Los inyectores estan instalados en las regiones
superiores de la caldera, la cavidad radiante de la caldera y la cavidad convectiva. Puede requerirse
retirar o mover los tubos de agua o asbesto existentes de la envoltura de la caldera. Ademas,
debe disponerse de espacio adecuado adyacente a la caldera, para el equipo del sistema de
distribution y para realizar mantenimiento. Esto puede requerir la modification o relocalizacion de
otros equipos de la caldera, tal como los conductos. La reconversion de la instalacion al sistema
SNCR, generalmente requiere de gastos adicionales, en el rango de 10% a 30% del costo del
sistema SNCR. [10]
Deposition de Sulfato de Amonia
Se forma trioxido de azufre (SO3), durante la combustion de combustibles que contienen
azufre. Reacciona con el amoniaco en el gas de combustion corriente abajo en la caldera
(escabullimiento de amoniaco), para formar bisulfato de amonia y sulfato de amonia. La cantidad
1-22
-------
formada depende del contenido de azufre del combustible y de la cantidad de amoniaco que se
escabulle. Las sales de amoniaco-azufre, pueden tapar, ensuciar y corroer el equipo corriente
abajo, tales como calentadores, conductos y ventiladores. Depend!endo de la razon de
deposition de sal de amoniaco-azufre en el equipo corriente abajo, puedejustificarse lalimpieza
acida mas frecuente de este equipo. Mas lavado acido genera agua residual adicional, la cual
debe disponerse o tratarse por la planta. Los limites del escabullimiento de amoniaco son
generalmente impuestos como parte de los requerimientos de diseno para evitar impactos en
el equipo corriente abajo.
Tambien se depositan los sulfatos de amonia en la ceniza flotante que es recolectada por
el equipo de remocion de materia particulada. Los sulfatos de amonia son estables hasta que se
introducen a un ambiente acuoso con niveles elevados de pH. Bajo estas condiciones, puede
liberarse amonia gas hacia la atmosfera. Esto resulta en un problema de olor o, en casos extremos,
una preocupacion de salud y seguridad. Las plantas que queman carbon alcalino o mezcla de
ceniza flotante con material alcalino, pueden tener cenizas flotantes con pH alto. En general, la
ceniza flotante, ya sea es dispuesta como residue o vendida como un subproducto para utilizarse
en procesos tales como agregados para concretes. Un contenido de amoniaco en la ceniza
flotante mayor a 5 ppm, puede resultar en liberation de gas (off-gassing), lo cual puede impactar
la venta de la ceniza como un subproducto y el almacenamiento y disposition de la ceniza por
confinamiento. [10]
Modelaje Computacional de Dinamica de Fluidos y de Cinetica Ouimica
Cada unidad de caldera tiene un gradiente unico de temperatura y de flujo con areas de
fluj o alto y de estancamiento. Ademas, los perfiles de temperatura y fluj o varian de acuerdo a la
capacidad de carga bajo la cual esta operando la caldera. Se desarrolla un modelo matematico
para describir esta estratificacion y variation de especies importantes como NOx y SO3 en la
corriente de flujo. Para desarrollar el modelo, se miden la temperatura y velocidad del gas de
combustion dentro de la caldera en muchos puntos. Estas mediciones son utilizadas en un modelo
computational fluid dynamics - CFD (computacional de dinamica de fluidos) para los pasos
convectivos de la caldera. El modelo predice la temperatura y fluj o de gas dentro de la caldera
para varias condiciones de operation y escenarios de inyeccion.
Los tiempos de residencia y las temperaturas predichas por el modelo CFD, son
suministrados aun chemical kinetic model- CKM (modelo de la cinetica). El CKM define las
reacciones quimicas asociadas con el proceso SNCR en la caldera. Se requieren los analisis
del combustible y del gas de combustion para desarrollar este modelo. Este modelo predice
1 a s
reacciones y razones de reacciones dentro de la caldera, para estimar la reduction de NOx a
lo largo de la ruta del gas de combustion.
El modelaje optimiza el diseno de la SNCR para la caldera en cuestion, para obtener
1-23
-------
la maxima reduction de NOx dentro de limites aceptables de escabullimiento de amoniaco.
Determina los parametros de diseno tales como laNSR, la localizacion de los inyectores y el
tamano y distribution optimos de las gotitas. En general, los proveedores de SNCR obtienen
las mediciones requeridas y desarrollan el modelo. El costo de desarrollo del modelo es general -
mente incluido en el purchased'equipment cost (costo del equipo comprado) de la SNCR. [1]
Aditivos/Mej oradores
A los aditivos para los reactivos se les llama mej oradores y pueden ser usados para baj ar
el rango de temperatura a la cual ocurre la reaction de reduction de NOx. Durante operaciones
con carga baj a, la localizacion de la region de temperatura optima cambia corriente arriba dentro
de la caldera. Este cambio requiere que el punto de inyeccion del reactivo sea movido corriente
arriba. El uso de un mejorador reduce la necesidad de puntos adicionales de inyeccion, los cuales
son requeridos para compensar por cargas de operation variables. Menos puntos de inyeccion
disminuyen los costos de capital y la necesidad de modificaciones a la caldera. Ademas, el rango
de temperatura mas grande disponible, con mej oradores, aumenta el tiempo de residencia
disponible para la reaction de reduction, reduciendo aun mas las emisiones de NOx.
Con el mejorador se inyecta reactivo adicional para mantener la misma eficiencia de
reduction deNOx puesto que algo del reactivo reacciona con el mejorador en oposicion al NOx.
Esto puede incrementar el uso de reactivo hasta en 10%. Ademas, los mej oradores pueden
resultar en niveles aumentados de CO y N2O en los efluentes de la chimenea. Los mej oradores
requieren equipo adicional de almacenaje, distribution y control. El aumento en el costo anual por
el uso de mas reactivo y mejorador, puede ser importante. La formula de los mej oradores
usualmente esta patentada. [10]
Consumo de Energia
Un proceso SNCR reduce la eficiencia termica de una caldera. La reaction de reduction
utiliza energia termica de la caldera, lo cual disminuye la energia disponible para generation de
electricidad o de calor. Como resultado, se requiere de energia adicional para la caldera, para
mantener la misma salida de vapor. Los equipos de pre-tratamiento, inyeccion, bombas,
compresores y sistemas de control tambien requieren electricidad. Este uso aumentado de
combustible y de electricidad, aumenta los costos anuales requeridos para operar la caldera. [ 1 ].
La Section 1.4.2 Total Annual Costs (Costos Totales Anuales), presenta un metodo para
estimar el uso adicional de electricidad y combustible.
1.3 Parametros de Diseno
1-24
-------
El diseno del sistema SNCR es una tecnologia patentada. En la literatura tecnica no
se publican demasiados detalles de la teoria y de las correlaciones que pueden utilizarse
para estimar los parametros de diseno. [5]. Ademas, el diseno es altamente especifico del
sitio. A la luz de estas complejidades, el diseno del sistema SNCR generalmente se emprende
proporcionando todos los datos especificos de la planta y de la caldera al proveedor del
sistema SNCR, quien especifica la NSR requerida y otros parametros de diseno en base a
experiencia previa y a modelaje computacional de dinamica de fluidos y de cinetica quimica.
[1]
El procedimiento dado mas adelante en la Section 1.3.1, Design Parameters/or Study-
Level Estimates (Parametros de Diseno para Estimaciones a Nivel Estudio), es un enfoque
paso-a-paso para estimar los parametros de diseno en base a un procedimiento desarrollado en el
borrador de reporte de EPA , Selective Noncatafytic Reduction for NOx Control on Coal-fired
Boilers (Reduction No Catalitica Selectiva para el Control de NOx en Calderas a Carbon) [1].
Este procedimiento supone que el tamano y costo del sistema SNCR estan basados en tres
parametros principales: el tamano de la caldera o suministro de calor, el nivel requerido de
reduction de NOx y el consumo de reactivo. Los requerimientos de datos para obtener
estimaciones de costos del proveedor basados en especificaciones de diseno o especificaciones
de desempeno, estan resumidos en la Section 1.3.2.
1.3.1 Parametros de Disefio para Estimaciones a Nivel Estudio
Suministro de Calor de la Calera
El principal parametro para la estimation de costos en la metodologia presentada en la
Referencia, es la liberation potencial maxima de calor de la caldera o razon de suministro de calor
QB, expresada en British thermal units (unidades termicas Inglesas) por hora (MMBtii/hr).
Se obtiene de los high heating value - HHV (valores de calentamiento alto) del combustible
en Btu por libra (Btu/lb) multiplicado por la razon maxima de consumo de combustible en libras
por hora (/Mir),
QB =HHV mfuel (1.3)
donde la Tabla 1.3 proporciona los HHV para varios carbones.
Tabla 1.3: Valores de Calentamiento Alto para Varios Carbones
Tipos de Carbon Contenido de Energia (Btu/lb)
1-25
-------
LJgnita 5000-7500
Sub-bituminoso 8000-10,000
Bituminoso 11,000 -15,000
Antracita 14000
Si la caldera produce electric! dad, entonces su suministro de calor puede estimarse utilizando la
razon neta de calor en la planta de la caldera (boiler net plant heat rate), NPHR:
QB = Buw NPHR (1.4)
donde-B^es la capacidad nominal en megawatts de la caldera (MW) a capacidad total de carga.
Notese que si NPHR no es conocida (v.g. , una unidad de cogeneracion), puede usarse un valor
de 9,500 Btu por kilowatt-hora (Btu/kWh) como una estimation razonable. Utilizando este
valor, el suministro de calor, Q es:
(1.5)
Factor de Capacidad del Si sterna
El total system capacity factor - CFMal (factor total de capacidad del sistema) es una
medida del promedio anual de utilization de la caldera en conjunto con el sistema SNCR. El
CF , esta dado por:
total r
r p _ n r n r (} f,\
^J total ~ ^L plant ^ J SNCR \L-^)
Para calderas industrials, el factor de capacidad de la caldera, CF es la razon de la cantidad
real de combustible quemado anualmente a la cantidad maxima potencial de combustible
quemado anualmente, en libras. El CF esta dado por:
actual mfuel
CFplant = : H 7\
maximum mfuel
El SNCR puede ser operado todo el ano o solamente durante las temporadas de ozono
especificadas. El factor de capacidad para el sistema SNCR, CF^CR., es la relation del
numero real de dias de operation del SNCR t^^, al numero total de dias por ano:
1-26
-------
CF ISNCR
SNCR 365 days
NOx No Controlado NQX de la Chimenea
El NOx, no controlado, representado como NO ^ es la concentracion deNOx en el gas
de combustion despues de cualquier reduction proporcionada por los controles de la
combustion, pero anterior al sistema SNCR. La concentracion de NOx no controlado, obtenida al
analizar la corriente de gas de combustion de la caldera, esta generalmente en libras por MMBtu
El NOx, de la chimenea, representado comoNOxout el limite de emision deNOx requerido
en la salida de la chimenea. Generalmente se fij a por la planta o por limites regulatorios y tambien
esta dado en libras por MMBtu (Ib/MMBtu) de NO2.
Eficiencia de Remocion de MX
La eficiencia de remocion de NOx, representada como rjNOx, se determina del nivel
de NOx no controlado de la caldera a maximo suministro de calor, CFplant = 1 .0, y del limite
requerido de emision de la chimenea, utilizando la siguiente ecuacion:
NOX -NO,
V = - ^ - - (1.9)
Relacion Estequiometrica Normalizada
La NormalizedStoichiometric Ratio - NSR (Relacion Estequiometrica Normalizada)
indica la cantidad real de reactivo necesario para alcanzar la meta de reduction de NOx
La cantidad real de reactivo es mayor que la cantidad teorica, debido a la cinetica de la reaction
(Vease la Section 1.2.3 Parametros deDesempeno). LaNSR se define como:
moles de NH3 equivalente injectado
moles de NOxno controlado ^ ' '
Para propositos de estimacion, las moles de NOx son equivalentes a las moles de NO2.
Notese que las moles de NH3 equivalentes en la Ecuacion 9 son las moles de NH2 que seran
liberadas del reactivo.
La actual Stoichiometric ratio -ASR (relation estequiometrica real) se define como:
-------
moles de reactor inyectado
moles de NO^no controlado ^ ' '
La ASK puede tambien ser calculada de laNSR utilizando la siguiente ecuacion:
NSR
ASR - — (1 ,2)
donde SRT es la relacion de moles equivalentes de NH3 por mol de reactive inyectado. De la
formula quimica del amoniaco (NH3) y de la urea (CO(NH2)2), dadas en las ecuaciones (1) y (2),
SRT es 1 para el amoniaco y 2 para la urea.
La utilization del reactivo es la relacion de moles de reactivo reaccionado a las moles
inyectadas. Esto indica cuanto reactivo esta reaccionando contra cuanto reactivo esta pasando a
traves como escabullimiento de amoniaco. La utilization de reactivo puede calcularse de la NSR
y de la eficiencia de reduction de NOx como sigue:
Utilizacion = — -^- (1-13)
NSR
La derivation de esta ecuacion se presenta en laReferencia [1].
Los metodos para estimar NSR estan considerados como patentados. Un procedimiento
simplificado de estimation de laNSR fue desarrollado por Bechtel en el borrador del reporte de la
EPA, Selective Noncatafytic Reduction for NO 'x Control on Coal-fired Boilers (Reduction No
Catalitica Selectivapara el Control deNOx en Calderas a Carbon) [1]. Este procedimiento fue
desarrollado utilizando regresion lineal y datos deNSR de las Referencias [2] y [3]. Los valores de
NSR derivados utilizando esta aproximacion, no deben utilizarse para diseno de equipo o
propositos de garantia.
La ecuacion para la estimation de NSR es valida de 0 a 50 por ciento de reduction de NOx
[1]. La ecuacion utilizada para estimar laNSR para el reactivo urea es:
+ 0.7
NOIa v ' '
La figura 1.8 proporciona una representation grafica de este metodo de estimation de NSR.
1-28
-------
Generalmente, el valor deNSR varia entre 0.5 y 2.0 en calderas industrials y de servicios con
utilization variando entre 25 y 50 por ciento.
25%
0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0 1.1 1.
NOx No Controlado,
2 1.3 1.4 1.5 1.6 1.7 1.8 1.9 2.0
, IblMMBtu
Figtira 1.8: Estimation Aproximada de NSR para Urea
En un diseno desarrollado por un proveedor del sistema, la NSR seria ajustada para tomar en
cuenta varios parametros que no estan incluidos en la ecuacion de estimation de la NSR. Los
siguientes parametros son utilizados por el proveedor del sistema para predecir mas exactamente
la NSR para una caldera dada:
Rango de temperatura de reaction disponible dentro del supercalentador
(section radiante y convectiva) y del recalentador primario (section o cavidad
convectiva). Si la ventana de temperatura requerida, ocurre en la section radiante
de la caldera, la NSR disminuira. Sin embargo, si la ventana de temperatura
1-29
-------
ocurre en la section convectiva, la NSR puede aumentar.
Tiempo de residencia disponible en el rango deseable de temperatura. LaNSR requerida
disminuye a medida que aumenta el tiempo de residencia disponible.
Grado de mezclado entre la sustancia quimica inyectada y los gases de combustion. La
NSR disminuye a medida que aumenta el grado de mezclado.
Escabullimiento de amoniaco vs reduction de NOx requerida. Mayores restricciones
en el escabullimiento de amoniaco requeriran de menoresNSRs, limitando entonces la
reducciondeNO alcanzable.
X
Estimation del Consumo de Reactivo y del Tamano del Tanque
Una vez que la NSR es estimada, la razon de consumo de reactivo o razon de flujo
masa de reactivo, expresada como libras por hora (/Mir), puede calcularse utilizando:
Mnagmt
reagent
MN, SRT
(1.15)
dondeMreagent es el peso molecular del reactivo (60.06 gramos por mol para urea, 17.07 gramos
por mol para amoniaco) yMNOx es el peso molecular del NO2 (46.01 gramos por mol). El peso
molecular del NO2 es utilizado porque las emisiones de NOx, NO^, estan dadas en Ib/MMBtu de
NO2. Como se establecio previamente, SRT es la relation de moles equivalentes de NH3 por mol
de reactivo (1 para amoniaco y 2 para urea).
Para urea o amoniaco, la razon de flujo masa de la solution acuosa de reactivo
esta dada por:
reagent
msoi = -7 (1.16)
sol
donde Csol es la concentration de la solution acuosa del reactivo, en peso.
La razon de fluj o volumetrico de la solution, generalmente expresada en galones por hora
(gpfi), esta dada por:
r sol
(1.17)
donde psol es la densidad de la solution acuosa del reactivo, dada en la Tabla 1.1,71.0 Ib/ft3 para
1-30
-------
50% urea y 56 lb/ft3 para 29% amoniaco.
El volumen total almacenado en el tanque, o tanques, esta basado en el volumen que
requiere el sistema SNCR para operar un numero especificado de dias. El volumen almacenado
en el sitio por el numero de dias de operation, 11 , es:
r t i storage*
Vfank = 9,ol istorage (1.18)
Notese que el volumen del tanque esta basado tipicamente en la razon maxima de suministro
de calor anual, de modo que el factor de capacidad no esta incluido en la Ecuacion (14).
Un requerimiento comun de almacenamiento en el sitio es por 14 dias de operation de SNCR.
1.3.2 Parametros de Disefio para Especiflcaciones Detalladas/De Desempefio
Estimaciones de Costo Basadas en Especificaciones Detalladas
Esta subsection se incluye para describir la information que debe juntarse y suministrarse
a un proveedor para preparar las especificaciones de diseno, particularmente la information del
componente con mayor influencia en el costo del sistema. Los costos de capital y operation de
SNCR pueden estimarse si se identifican las partes de mayor costo y el sistema se define con el
detalle adecuado [ 1 ]. Los siguientes datos son proporcionados al proveedor del si sterna para el
diseno del si sterna SNCR.
* La capacidad de la caldera en terminos de la razon de suministro
de calor(MMfirw/hr);
• Perfil de capacidad de la caldera - por ciento del tiempo que opera la caldera a
una razon dada de suministro de calor;
• Tipo de unidad de combustion - caldera de fondo seco/humedo, de watt-fired
(pared de fuego), de tangentialfy-fired (fuego tangencial), de cyclone fired
(fuego en ciclon), otros (e.g., de stoker-fired (fuego atizado)); ano de
construction y fabricante;
• Dimensiones de la caldera - vista de la section lateral; vista de la section frontal;
section plana a traves del homo (ancho x profundidad); altura de la zona de
fuego; secciones a traves de las cavidades (zonas) radiante y convectiva; otras
caracteristicas unicas, v.g., division de la pared/paneles en el homo o backpass
(pasos inverses);
• Localization de los puertos de aire sobre el fuego, en el homo de la caldera;
1-31
-------
• Localizaciones y tamano de los puertos de observation de la caldera, puertos
para las sondas de temperatura, aberturas del soplador de hollin y otros puntos
para nuevos puertos potenciales;
• Diseno del precalentador de calor y datos de operation, incluyendo datos del
soplador de hollin;
• Datos del Combustible - ultimo y penultimo anali si s y high heating value - HHV
(valor de calentamiento alto) para combustibles primaries y secundarios;
• Relaciones de quemado de combustible a cargas total y parciales (y.g., 100 por
ciento, 70 por ciento y 30 por ciento);
• Datos de Prueba o Calculos de Combustion - razon de flujo de gas de
combustion a condiciones de diseno o reales; razon de exceso de aire a cargas
total y parciales; composition del gas de combustion incluyendo O2, NOx, CO,
SO2,yHCl;.
• Perfil de temperatura del gas de combustion desde la salida del homo hasta
el economizador (y.g., donde la temperatura cae hasta cerca de 1,400°F)
a varias cargas;
• Tiempo de residencia del gas de combustion - tiempo de residencia disponible del
gas de combustion en la parte alta del homo y en el paso convectivo dentro de la
ventana de temperatura para urea a varias cargas;
• Datos existentes o planeados de emision deNOx no controlado y de CO en ppm
o Ib/MMBtu sin el sistema SNCR propuesto, incluyendo cualquier cambio en
emisiones relacionado con otras tecnologias instaladas o planeadas (y.g.,
quemador de bajo NOx, recirculacion de gas). Esto debe ser especificado para
la operation de la caldera a carga completa y a cargas parciales seleccionadas;
• Reduction minima esperada de NOx o requerimientos de permiso para el nivel
de emisiones de NOx por chimenea (ppm o IblMMBtu). Esto debe ser
especificado para la operation de la caldera a carga completa y cargas parciales
seleccionadas; y
• Razon permisible de emision de subproductos, para emisiones reguladas tales
como las de amoniaco y oxido nitroso.
El proveedor/fabricante de la caldera puede suministrar la mayoria de esta information
1-32
-------
para unidades existentes o nuevas planeadas.. Para los datos del combustible, el disenador
necesita valores tipicos o de diseno, asi como el rango esperado. Para definir los perfiles de
temperatura y de velocidad del gas de combustion en calderas existentes, es preferible
obtener mediciones reales.
Para obtener una cotizacion representativa del costo de un proveedor del sistema SNCR,
la solicitud debe contener suficientes detalles para minimizar las suposiciones de diseno por
el proveedor. La request for quotation - RFQ (solicitud de cotizacion) debe incluir las
especificaciones tecnicas, asi como los terminos y condiciones comerciales.
Dos partes importantes de las especificaciones son el trabajo incluido en el alcance del
proveedor y el trabaj o no incluido (v.g., trabaj o realizado por el dueno/operador). Lo mas pre-
cisa y detallada la especificacion del trabaj o, lo mas exacto el diseno y costo total del sistema.
Para un alcance de vuelta de Have (diseno, suministro e izamiento de todo equipo, y demostrar
la operation comercial al tiempo que cumple todos los criterios de desempeno), el trabajo
excluido es minimo.
Estimaciones de Costo en base a Especificaciones de Desempeno
La preparation de especificaciones detalladas implica tiempo y esfuerzo importantes (para
ambos, el dueno y el proveedor) y no es critica para estimaciones de presupuestos de costo. Para
simplificar el proceso, una aproximacion de especificaciones por desempeno puede utilizarse en la
RFQ. En esta aproximacion, los datos basicos requeridos de planta y combustible son
proporcionados junto con los requerimientos de desempeno del sistema SNCR requerido,
excluyendo detalles relacionados con el equipo (e.g., materiales de construction, redundancia de
equipo y nivel de instrumentation y controles) [ 1 ].
Las especificaciones de desempeno deben incluir una description del sistema y
componentes con suficiente detalle para entender el tipo y calidad del sistema propuesto por el
proveedor. Debe tambien obtenerse del proveedor, una relation de costos de los componentes y
subsistemas importantes, para permitir una evaluation independiente, remocion o adicion y para
comparar otras propuestas sobre bases de equidad. La especificacion de desempeno de SNCR
tipicamente debe requerir los siguientes articulos en relation con el desempeno del control de las
emisiones de NOX, consumo de sustancias quimicas y otras razones de consumo a cargas
completay parciales:
• Razones de emision de NOx garantizadas y esperadas, en unidades de Ib/MMBtu
y /Mir con periodos de promedio como se define en el permiso de calidad del aire
del establecimiento.
• Escabullimiento garantizado y esperado de Nf^, ppm (otras condiciones, tal como
base seca, por ciento de O2, segun el permiso de aire);
• Emisiones garantizadas y esperadas de N2O (se necesitan las garantias si es una
1-33
-------
condition del permiso);
Otros limites de emision segun scan especificados (o anticipados) en el peraiiso.
Razon estequiometrica normalizada (NSR) propuesta para lograr la reduction
requerida de NOx;
Razon garantizaday esperada de consumo de reactivo;
Razon garantizada y esperada de aire de dilution, vapor o agua;
Presion y razon de consumo de aire para atomizar y para enfriamiento
(o vapor); y
Consumo garantizado y esperado de energia electrica.
1.4 Analisis de Costo
La metodologia de estimation de costo presentada aqui, proporciona una herramienta
para estimar costos de capital y anuales a nivel estudio de SNCR. La selection real de la option
mas efectiva en costo debe basarse en un estudio detallado de ingenieria y en las cotizaciones de
costo de los proveedores de sistemas. Los costos se presentan en dolares a Diciembre.
Las ecuaciones de estimation de costos presentadas en esta section, estan basadas en
ecuaciones desarrolladas en el borrador de reporte de la EPA Selective Noncatafytic Reduction
forNO x Control on Coal-fired Boilers (Reduction No Catalitica Selectiva para el Control de
NOx en Calderas a Carbon) [ 1 ]. Estas ecuaciones siguen la metodologia de costos utilizada por
el Electric Power Research Institute (EPRT) [7]. En el metodo deEPRI, ambos, el purchased
equipment cost - PEC (costo de equipo comprado) y el direct installation cost (costo directo
de instalacion), son estimados juntos. Esta metodologia es diferente de la metodologia del OAQPS
Control Cost Manual (Manual de Costos de Control de la OAQPS), la cual estima los costos de
equipo e instalacion separadamente. Debido a la disponibilidad limitada de datos de costo de
equipo y de datos de costo de instalacion, las ecuaciones para los costos de capital de SNCR no
fueron reformulados.
Las ecuaciones de costos de capital y anual fueron desarrolladas para calderas de
servicio e industrials a carbon de pared de fuego y tangenciales, con razones de suministro de
calor variando desde 250 MMBtu/hr hasta 6000 MMBtu/hr. El diseno del sistema SNCR
utilizado para la estimation de costo es un sistema en base a urea. Un sistema en base a
amoniaco tendria diferentes costos de equipo de almacenamiento, distribution e inyeccion. Las
ecuaciones de costo son suficientes para eficiencias de reduction de NO de hasta 50%.
1-34
-------
El escabullimiento de amoniaco permit! do para el sistema SNCR varia desde 2 hastalO ppm. [1]
Las ecuaciones de costo son aplicables a reconversiones a SNCR en calderas existentes.
El procedimiento de estimation de costo, sin embargo, es adecuado para reconversion o
aplicaciones en caldera nueva de SNCR, en todos los tipos de calderas de servicio electrico a
carbon y en calderas industrials grandes. El incremento en el costo debido a la reconversion es
aproximadamente de 10% a 30% del costo de un SNCR aplicado auna caldera nueva. [10].
1.4.1 Total Capital Investment - TCI (Inversion de Capital Total)
La Inversion de Capital Total (TCI) incluye costos directos e indirectos asociados con la
compra e instalacion de equipo SNCR. Los costos incluyen el costo de equipo (EC) para el
si sterna SNCR mismo, el costo de equipo auxiliar, costos directos e indirectos de instalacion,
costos adicionales debido a instalaciones tales como remocion de asbesto, costos de los edificios
y preparation del sitio, establecimientos fuera del sitio, terreno y capital de trabajo. En general,
SNCR no requiere edificios, preparation del sitio, establecimientos fuera del sitio, terreno ni
capital de trabajo.
Direct Capital Costs (Costos Director de Capital)
La ecuacion para el costo directo de capital desarrollada en la Referencia [ 1 ], esta basada
en datos de una caldera representativa. Estos datos son utilizados para desarrollar una ecuacion
para el rango de tamanos de calderas de interes, aplicando una metodologia de escalamiento de la
EPRI Technical Assistance Guide (TAG) [3]. La ecuacion supone que los parametros de
desempeno varian en proportion directa al tamano de la caldera. Los costos son ajustados a
dolares de 1998, utilizando el indice de costos del Chemical Engineering.
La estimation del costo directo de capital incluye el PEC tal como el equipo,
instrumentation, impuesto sobre ventas y fletes, del sistema SNCR. Esto incluye los costos
asociados con mediciones de campo, modelaje numerico y diseno del sistema. Tambien incluye
los costos directos de instalacion, tales como del equipo auxiliar (v.g., conductos, compresor),
cimientos y soportes, manej o e izamiento, instalacion electrica, tuberia, aislamiento y pintura. Ademas
se incluyen costos como los de remocion de asbesto. La Tabla 1.2 presenta una lista de los
requerimientos de equipo e instalacion para un sistema SNCR en base a urea.
La ecuacion del costo directo de capital es una funcion de ambos, la razon de suministro
de calor de la caldera y la eficiencia de remocion de NOx La razon de suministro de calor de la
caldera indica el tamano de la caldera y la razon de fluj o del gas de combustion, la cual afecta
directamente el tamano del sistema SNCR. La eficiencia de remocion de NO afecta a ambos, la
X '
razon requerida de fluj o de urea y el equipo asociado relacionado con la urea. Aumentos en la
eficiencia de remocion de NO , requerira razones de fluj o de urea may ores y aumento del tamano
1-35
-------
y/o numero del equipo relacionado con la urea, tal como los tanques de almacenamiento. La
ecuacion para el direct capital cost - DC (costo directo de capital) de un SNCR en base a urea,
endolares, es:
5950
DC - -wm; °-
^ ' 3
hr
Q
B
0.66 +0.85V I (1.19)
Donde 950 $/(MMBtii/hr) es el costo directo de capital parauna caldera de 2375 MMBtuI
hra40%deeficienciaderemociondeNO . [1].
Indirect Capital Costs (Costos Indireetos de Capital)
Los costos indirectos de instalacion incluyen costos tales como: construction y honorarios
del contratista, arranque y prueba, capital de inventario y cualquier costo de contingencia del
proceso y del proyecto. Como se explica en las Section 1: Introduction, del Manual, a la
estimation del costo directo de capital se le aplican valores promedio de factores indirectos de
instalacion, para obtener los valores de los costos indirectos de instalacion. Estos costos son
estimados como un porcentaj e del TCI. Las ecuaciones para los costos indirectos de instalacion
se presentan en la Tabla 1.4.
1.4.2 Total Annual Costs (Costos Totales Anuales)
Los total annual costs - TAC (costos totales anuales), consiste en los costos anuales
directos e indirectos, y los creditos de recuperation. Los costos anuales directos son los que
estan asociados o proporcionales a la cantidad de gas desechado procedente de la operacion del
sistema de control y seran incurridos aun si el equipo se para. No se incluyen recuperaciones de
creditos por subproductos, porque no hay subproductos vendibles generados por el SNCR [1].
Cada uno de estos costos son discutidos en las secciones siguientes. Un analisis mas detallado de
los costos de capital se puede encontrar en la Section 1, Capitulo 2 de este Manual.
Los parametros de diseno son estimados utilizando la razon maxima de suministro de calor anual
de la caldera para asegurar un adecuado diseno de tamano del sistema SNCR. Los costos
anuales son calculados utilizando la razon promedio de suministro de calor de la caldera y del
sistema SNCR utilizando CFtoM. Este procedimiento asegura que los costos anuales son basados
en las condiciones actuates de operacion en vez del caso de estudio.
Tabla 1.4: Factores de Costo de Capital para una Aplicacion SNCR
1-36
-------
Description
Dato o FormoSa
Tamano de la Caldera (MMBfa/hr)
Eficiencia de Remocion de NOV
Ano del Costo
1998
Costos Directos TotaSes de Capital ($)
Qt
2375-
.MMBfu
(0.66+ 0.85 J?NOJ
Costos Indirectosde Instalacion
Planta General ($)
Honorarios de Ingenieria y
de la Oficina Matriz ($)
Contingencia de Proceso ($)
0.05 *A
O.IOx/i
0.05 *A
Costos lodirectos Totales de Instalaeion ($) 6 = A * (0.05 + 0.10 + 0.05)
Contingencia de Proceso ($)
= 0.15x(/|
Costo Total de la Planta ($)
D = A + B+ C
Asignaciones para Fondos
Durante la Construction ($)
£=0 (Supuesto para SNCR)
Asignaciones para Derechos de Autor ($)
F=0 (Supuesto para SNCR)
Costos de Preproduccion ($)
G = 0.02
+ £)
Capital en Inventario* ($)
H=Volr .(gal) x Costo_($/gal)
Catalizador Inicial y Sustancias Quimicas ($) 1 = 0 (Supuesto para SNCR)
Inversion Total de Capital (TCI) ($)
TCI =
E+F+G+H+I
* Costo de la urea almacenada en el sitio, v.g., la primer llenada de lostanques de reactivos.
Direct Annual Costs (Costos Directos Anuales)
Los direct annual costs-DAC (costos directos anuales) incluyen costos variables y fijos.
Los costos variables directos anuales consideran la compra de reactive, servicios (energia
electrica y agua), y cualquier carbon adicional y la disposition de la ceniza resultante de la
operation del SNCR. Los costos fijos directos anuales incluyen la mano de obra de operation y
de supervision y los de mantenimiento (mano de obra y materiales).
1-37
-------
I Costo I I Costo I I Coston \ I Costo \ I Costo \ I Costo \
UAL^ = Anualde + Anualde + Anualde + Anualde + Anualde + Anualde /-i OA\
\Mantenimiento J \Rzactivo J \Electricidad J \ Agua J \Carbon J y Cenizas J
Mano de Qbra de Operation y Supervision
En general, no se requiere personal adicional para operar o mantener el equipo del SNCR
en establecimientos industrials grandes. For lo tanto, el costo de la mano de obra de operation
y de supervision se supone despreciable.
Mantenimiento
El costo anual de mano de obray de materiales de mantenimiento, incluyendo reemplazo
de las boquillas de los inyectores, se supone que es 1.5% de la Inversion de Capital Total,
TCI, en dolares. La ecuacion es para el annual maintenance cost - AMC (costo anual de
mantenimiento), dadapor:
Costo Anual de Mantenimiento =0.015 TCI (1.21)
Consumo de Reactivo
El costo anual de la compra de reactivo es estimado utilizando la razon de fluj o volumetrico
de la solution acuosa del reactivo, a t, y el factor de capacidad, CFt t „ calculado en la
' -"reagent' J r ' totaP
Secci on 4-1.3.2.1 utilizando:
Costo Anual del Reactor = qreag Costreag top (1.22)
donde Costma es el costo del reactivo en dolares por gal on ($/gal).
Servicios
El consumo de energia electrica en kilowatts estimado para operaciones SNCR, es derivado
en el Apendice B del borrador de reporte de la EPA, Selective Noncatalytic Reduction for NOx
Control on Coal-fired Boilers (Reduction No Catalitica Selectiva para el Control de NOx en
Calderas a Carbon) [1]. Se basa en la regresion lineal de datos de consumo de energia electrica,
correlacionados a la concentration de NO no controlado, NO ., la NSR y el suministro de calor
x ' xirP J
de la caldera, QB.
0.47 M) NSR QK
P = ^ (123)
1-38
-------
Utilizando el consume estimado de energia electrica, Power, el costo anual de la electric!dad
se estima de la siguiente ecuacion:
Costo Anual de electricidad = P Costelect top (1.24)
donde Costdect es el costo de la electricidad en dolares por kW ($/kw).
Consumo de Agua
El costo anual del agua para diluir la urea se calcula de la razon de flujo masa de la urea en
solucion acuosa y de la concentration de la urea en solution acuosa durante el almacenamiento,
C , t ,, y de la concentration promedio de la urea inyectada, C .... La ecuacion en
urea sol stored^ J ^ J ? urea sol in]
gal ones por horaes:
m,
r water
r
^ urea solamd
urea sol inj
donde 8.345 es la masa de agua en un galon de agua. Para la dilution de la urea de una solucion
al 50%hastaunasolucional 10%, la Ecuacion (20) sevuelve:
(1.26)
vaer
r water
Utilizando esta estimation para la razon anual de fluj o volumetrico de agua, el costo anual del
consumo de agua es:
C osto anual de agua = qvater Costvater top (1.27)
donde Costwater es el costo de agua en dolares por galon ($/gal).
Carbon y Cenizas
El carbon adicional requerido como resultado del calor utilizado para evaporar el agua de la
solucion inyectada (agua en la solucion de urea almacenada y el agua de dilution), se estima
utilizando la siguiente ecuacion:
^Carbon = H m
v mreactim i - - -i i (1 28)
donde C , . . es la concentration de la solucion acuosa del agente urea inyectada. H,, el calor
ureasolmj ^ J V,
de vaporization aproximado del agua a 310°F, es 900 Btu/lb, la cual es una temperatura
representativa para el gas de combustion saliendo del calentador de aire.
1-39
-------
Aunque el agua de la solucion de urea es evaporada en el homo a alta temperatura
(debido a la inyeccion de urea en las zonas del homo a mas de 1,500 °F), la temperatura a la salida
del calentador de aire es utilizada, porque es el punto final termodinamico del proceso de
combustion. La cantidad de combustible quemado en la caldera depende de la eficiencia de la
caldera, la cual, a su vez, depende de la temperatura a la salida del calentador de aire y de la
humedad en el gas que sale del calentador de aire. Se enciende la caldera para mantener el flujo
de vapor para mantener el flujo de vapor requerido (v.g., para la turbina de vapor). Debido a
que el agua de la solucion de urea se evapora en la caldera, la eficiencia de la caldera
disminuye. Consecuentemente, se necesita quemar mas combustible para mantener el flujo
de vapor requerido.
Con la urea como reactivo, inyectada como una solucion al 10% y Hy= 900 Ib/Btu,
la Ecuacion (23) en MMBtu por hora se vuelve:
- 9
ACarbon (^1) = v"' , ""•"':VW (1 29)
1Q6/^^\
V MMBtu/
Como resultado de la quema adicional de carbon, se genera ceniza adicional. Esta ceniza debe
disponerse o venderse como subproducto. Esta metodologia de costo supone que la ceniza es
dispuesta. La ceniza adicional estimada para ser dispuesta, esta dada por:
ACarbon ash product
^Ceniza = - - - (1.30)
donde ash product es la fraction de ceniza producida como un subproducto de quemar un tipo
de carbon dado; y HHVes el valor de calentamiento alto del carbon tal como esta dado en la
Tablal.3.
El costo del carbon adicional requerido para mantener la misma production de vapor de
lacalderaes:
Costo AnualACarbon = ACarbon Costcoal top (1-31)
donde Costcoal es el costo del carbon en dolares por MMBtu ($/MMBtu).
El costo de la disposition de la ceniza adicional debida al uso adicional de combustible,
esta dado por:
1-40
-------
Costo AnualACeniza = ACeniza Costash top (1.32)
donde Cost^ es el costo de disposition de ceniza en dolares por tonelada ($/ton).
Indirect Annual Costs (Costos Indirectos Anuales)
En general, los costos indirectos anuales incluyen al costo de recuperacion de capital,
impuestos prediales, seguros, gastos administrativos y otros gastos. El costo de recuperacion de
capital esta basado en el tiempo anticipado de vida del equipo y de la tasa de interes anual
empleada. Un tiempo de vida del sistema de 20 anos es tipico para sistemas SNCR.
Los total indirect annual costs - IDAC (costos indirectos totales anuales) pueden
expresarse como:
IDAC = CRF TCI 0-33)
donde TCI es la inversion de capital total y CRF es el factor de recuperacion de capital. El factor
de recuperacion de capital, CRF, esta definido por:
CRF = -
-1
(1.34)
donde / es la tasa de interes supuesta y n es la vida economica del sistema SNCR.
Total Annual Cost (Costo Total Anna!)
El totalannualcost - TA C (costo total anual), porposeery operarun sistema SNCR, es la
suma de los costos directos e indirectos anuales, tal como esta dado en la siguiente ecuacion:
TAG = DC + IDAC (1.35)
Las toneladas removidas de NOx anualmente son:
NOxRemoved = #0^ r?NOx QB {OP (1.36)
El costo en dolares por tonelada de NO removido por ano es:
1-41
-------
TAG
Cost Efficiency =——
JJ NO Removed
1.5 Problema de Ejemplo
Un problema de ejemplo, el cual calcula ambos, los parametros de disenoy los costos de
capital y anuales, se presenta enseguida. La base del diseno es una reconversion a sistema SNCR
siendo aplicado a una caldera industrial de 1000 MMBtu/hr de pared de fuego que quema carbon
sub-bituminoso. Las siguientes suposiciones se hacen para realizar los calculos:
Valor de Calentamiento Alto del Combustible 10,000 Btu/lb
Razon Maxima de Consumo de Combustible 1.0 x 105 Ib/hr
Consumo Promedio Anual de Combustible 4.3 8 x 108 Ib
Numero de Bias de Operation del SNCR 155 dias
ConcentraciondeNO NoControlado OA6lb/MMBtu
x
Concentration Requerida de NOx Controlado 0.30 Ib/MMBtu
For Ciento del Peso de la Ceniza del Combustible 7.5%
Concentration de la Urea Almacenada Solution de urea al 5 0%
Concentration de Urea Inyectada Solution de Urea al 10%
Numero de Dias de Almacenamiento de Urea 14 dias
Ademas de estas suposiciones, los factores economicos estimados requeridos para realizar los
calculos, estan tornados de las Referencias [2] y [3]. Estas estimaciones son:
Ano del Costo Diciembre de 1998
Vida del Equipo 20 afios
Tasa de Interes Anual 7%
Costo del Carbon, Bituminoso del Este 1.60 $/MMBtu
Costo de Disposition de la Ceniza 11.28 $/ton
Costo de la Solution de Urea al 50% 0.85 $/gal
Costo del Consumo de Agua 0.0004 $/gal
1.5.1 Ejemplo de Parametros de Disefio
La razon anual de suministro de calor de la caldera, QB, se calcula a partir del Valor de
Calentamiento Alto para carbon sub-bituminoso, dado en la Table 1.3 y de la razon maxima de
1-42
-------
consume de combustible, m fue
10,0004^x100,000-^ ,.,.„,
— — » - : — *!: = 1,000 ^^
, r. 6 Btu ' Ib
MMBtu
El factor de capacidad de la planta se calcula de los consumos de combustible maximo
ypromedioanual:
_ .
Pla"> ~ - \
IxlO5 ^ X8760 —
\hr] yr
El factor de capacidad del sistema SNCR se calcula de los meses de operation del SNCR,
5 meses:
l55days _ _
- — —
.
•i /" r !
365 days
El factor de capacidad total incluyendo ambos factores de capacidad, de la planta y del SNCR,
esta dada por:
CFtoal =0.5x0.42=0.21=21%
La eficiencia de remocion de NOx, T]NOx, se calcula a partir de la concentration de entrada de
NO y de la concentration requerida de NO en la chimenea:
0-46^-0-30 'b
"tfo* ~ „.,//>
0.46
MMBtu
La ecuacion derivada por Bechtelen en la Referencia [ 1 ] es utilizada para estimar laNSR para
el sistema SNCR. La estimation esta dada por:
) + 0.?lx0.3
uj J
2x0.46 -^-1 + 0.7 xO.35
NSR = '—- = 1.23
046 —-—
MMBtu
La utilization del reactivo puede entonces calcularse en base a la eficiencia requerida de
remocion de NO y del valor de la NSR, utilizando:
1-43
-------
0.35
Utilizacion = = 0.28 = 28%
El valor de la NSR indica que 1.23 moles of NH3 se requieren por mol de NOx no controlado,
para reducir el nivel de NOx en 3 5%. Esto se traduce en una utilization del reactivo de 0.28, la
relation de moles de reactivo reaccionando a las moles inyectadas. Esto indica que el 28% del
reactivo inyectado esta siendo utilizado para la remocion de NOx. El reactivo remanente esta
siendo destruido o esta pasando atraves, como escabullimiento de amoniaco.
La razon de flujo masa del reactivo es calculada utilizando el peso molecular del reactivo, 60.06
g/mol y del NO2,46.01g/mol y la SRT para la urea, 2. Para una NSR de 1.23, la razon de flujo
masa del reactivo esta dada por:
„ , , lb . . , „„„ MMBtu
hr " ""'•' "*••"•' "w.w mole
2x46.01 JL_
La razon de flujo de la solution diluida, donde la concentration de la solution acuosa es de 50%
de urea, esta dada por:
130 ,/,
- = 260-^-
0.50 hr
La razon de fluj o volumetrico de la solution puede entonces calcularse, donde p es la densidad de
la solution acuosa del reactivo,? 1.0 lb/ft3 para solution acuosa de urea al 50% a 60 °F.
260-^x7.4814
hr *3
- -b -
7 1.0 -
El volumen total almacenado en el tanque, o tanques, esta basado en el volumen que requiere
el sistema SNCR para 14 dias de operation. El requerimiento de almacenamiento en el sitio
esta dado por:
Volume tmt =27 gphx\4 daysx - = 9072 gal
day
1-44
-------
El requerimiento de almacenamiento en el sitio para urea es de 9,072 galones para 14
dias. Esto muestra que para una caldera grande, 1000 MMBtii/hr con 35% de eficiencia de
remocion de NOx, el volumen de urea requerido para operar un sistema SNCR para 155 dias
durante los meses del verano, es aproximadamente de 10,500 galones.
Una estimacion del consumo de energia electrica esta dada por:
0.47 x 0.46 imVx 1000 .
Potencia = ^^ k
9.5
El consumo de agua, suponiendo una solution de urea al 50% almacenada y una solution de urea
al 10 % inyectada, es:
q __2^X(M1
4agua 8345» ^0.10
gal
-l\ = \25gph
El carbon adicional y la ceniza requerida adicionales para mantener la misma production
neta de calor, esta dada por
Btu
^Carbon =
260^X900^ ( 1
Btu
MMBtu
•x
0.10
-1 =2
MMBtu
ACeniza =
10,000
1.5.2 Ejemplode Estimacion deCosto
Una vez que se ha disenado el tamano del sistema SNCR, los costos de capital y anuales para el
sistema SNCR pueden estimarse. Los costos directos de capital son estimados utilizando:
MMBtu
hr
2375-
MMBtu
~r
1000-
MMBtu
~hr
x [0.66+ (0.85.x035)] = $1,498,152
1-45
-------
Los costos indirectos de capital son estimados de los costos directos de capital utilizando la
siguiente ecuacion:
Costos Indirectos de Instalacion
Planta General ($)
Honorariosde Ingenieriay
de la Oficina Matriz ($)
Contingencia de Proceso ($)
$1,498,152x0.05 = $74908
$1,498,152x0.10 = $149,815
$1,498,152x0.05 = $74908
Costos Indirectos Totales de Instalacion ($)
$74908 + $149,815 + $74908 = $299,630
Contingencia de Proceso ($)
($1,498,152 +$299,630) x 0.15 = $269,667
Costo Total de la Planta ($)
$149,815 + $299,630 + $269,667 = $719,112
Costo de Preproduccion ($)
$719,112x0.02 = $143,82
Capital en Inventario* ($)
9072 gal x0.85$/gal = $7,711
Inversion Total de Capital (TCI) ($)
$719,112 + $143,82 + $$7,711 = $741,205
Los costos anuales estan basados en los factores economicos listados anteriormente.
Ademas, se supone que el sistema SNCR opera 5 meses al ano con una carga a la caldera de
65%, resultando en una capacidad total de 27%. Los costos variables anuales estan dados por:
Costo Anual de Mantenimiento = 0.015 x$2,l 16,509 =
$31,748
yr
Costo Anual del Reactante = 27gph xO.85 — x
gal
hr
0.21x8760 —
yr
$42,218
yr
Costo Anual de Electncidad = 21kW xO.05^ [o.21x8760^ ] =
$2,115
yr
$ f ~\ $92
Costo Anual deAgua =125?ph +0.0004 x 0.21x8760— =
gal L yrj yr
1-46
-------
Costo Anual deACarbon = 2 A1MBtUxl.60^^x[o.21x8760^1=^^
hr MMBtu L yr J vr
Costo Anual de ACeniza = ^ =
2,000 ^ yr
El costo directo variable total anual, la suma de los costos de reactivo, electricidad, agua, carbon
y ceniza, esta dado por:
, x $ $50 468
Costo Variable Total = (42,218+2,115+92 + 5,887+156)— =
yr yr
y el costo directo total anual esta dado por la suma de los costos de mantenimiento y variable:
, $31,748 $50,468 $82,216
Costo Directo Anual Total (DAC) = + =
yr yr yr
Los costos indirectos totales anuales suponen que el factor del impuesto predial Fta, y el factor de
otros gastos, Fovhd, son cero ambos. El factor de recuperation de capital, CRF, esta definido por:
0.07 (1+0.07)20
CRF = - ^— = 0.09439
(1+0.07)"-!
y los costos indirectos anuales (IDAC) son calculados por:
$199,777
IDAC = 0.09439x52,116,509 =-
yr
El costo total anual es la suma de los costos directo anual e indirecto anual, dado por:
582,216 5199,77 _ $281,993
1 21 (_< T
yr yr
1-47
-------
El costo anual en terminos de NOx removido, puede ser calculado utilizando el costo total
anual y las toneladas de NOx removido anualmente, por:
0.46^ X0.35X1000^[0.21X8670^]
NO Removido = rh - = 148 tons
2000-^
ton
281,993^ $1905
Efectividad de Costo = .„„. -
J 148 — ton
Referencias
[1] Selective Noncatalytic Reduction for NOx Control on Coal-fired Boilers, Draft
Report, prepared for the U.S. Environmental Protection Agency by The Cadmus
Group, Inc., Bechtel Power Corporation, and Science Applications International
Corporation. May 1998.
[2] Investigation of Performance and Cost ofNOx Controls as Applied to Group 2
Boilers. Revised Draft Report, prepared for the U.S. Environmental Protection
Agency by The Cadmus Group, Inc., Bechtel Power Corporation, and Science
Applications International Corporation. August 1996.
[3] Cost Estimates for Selected Applications ofNOx Control Technologies on
Stationary Combustion Boilers, Draft Report and Responses to Comments on the
Draft Report, prepared for the U.S. Environmental Protection Agency by The
Cadmus Group, Inc., and Bechtel Power Corporation. June 1997.
[4] Analyzing Electric Power Generation Under the CAAA. EPA Office of Air and
Radiation. March 1998.
[5] Committee of the Institute of Clean Air Companies, Inc. White Paper, Selective
Non-Catalytic Reduction (SNCR) for Controlling NOx Emissions. SNCR.
October 1997.
[6] Tanner Industries, Inc. Storage & Handling of Ammonium Hydroxide.
Philadelphia, PA. October 1995.
[7] Electric Power Research Institute (EPRI). Technical Assessment Guide, Vol. 1.
Revision 7, 1993.
[8] Northeast States for Coordinated Air Use Management (NESCAUM). Status
1-48
-------
Report on NOx Control Technologies and Cost Effectiveness for Utility Boilers.
June 1998.
[9] United States Patent, Method for the Reduction of the Concentration of NO In
Combustion Effluents Using Ammonia. Inventor: Richard K. Lyon, Patent
Number 3,900,554. August 19, 1975.
[10] Rini, M.J., J.A. Nicholson, andM.B. Cohen. Evaluating the SNCR Process for
Tangentially-Fired Boilers. Presented at the 1993 Joint Symposium on
Stationary Combustion NOx Control, BalHarbor, Florida. May 24-27, 1993.
[11] Institute of Clean Air Companies, (ICAC). Proceedings from ICAC Forum:
Cutting NO' Emissions. March, 2000.
[ 12] State and Territorial Air Pollution Program Administrators (STAPPA) and
Association of Local Air Pollution Conrol Officials (ALAPCO). Controlling
Nitrous Oxides. July 1994.
[13] Personal communication with Mike Knenlein of Fuel Tech to Paula Hemmer
(Pechan-Avanti) on April 2, 2000.
[14] Majors, Russ K., Dr. Russell Hill, Robert McMurry, and Scott Thomas, A Study
of the Impact of Ammonia Injection on Marketable Fly Ash Including Quality
Control Procedures.,
1-49
-------
EPA 452/B-02-002
4
de NO
Daniel C. Mussatti
Innovative Strategies and Economics Group
Grupo de Economiay Estrategias Innovadoras
Air Quality Strategies and Standards Division
Division de Estrategias y Normas de la Calidad del Aire
Office of Air Quality Planning and Standards
Oficina de Planeacion y Normas de la Calidad del Aire
U.S. Environmental Protection Agency
Agenda de Protection Ambiental de los EE.UU.
Research Triangle Park, NC 27711
Octubre del 2000
-------
EPA 452/B-02-002
4.1
de NO en La
Nueva Section Planeada
1-2
-------
EPA 452/B-02-002
4.2
de NO
Daniel C. Mussatti
Innovative Strategies and Economics Group
Grupo de Economia y Estrategias
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Oficina de Planeacion y Normas de la Calidad del Aire
U.S. Environmental Protection Agency
Agenda de Protection Ambiental de los EE.UU.
Research Triangle Park, NC 27711
Ravi Srivastava
Office of Research and Development
Oficina de Investigation y Desarrollo
U.S. Environmental Protection Agency
Agencia de Protection Ambiental de los EE.UU.
Research Triangle Park, NC 27711
Octubre del 2000
1-3
-------
Introduction
Los oxidos de nitrogeno (NOJ son contaminantes gaseosos que se forman
principalmente a traves de procesos de combustion. Mientras que el gas de combustion se
encuentra dentro de la unidad de combustion, cerca del 95% del NOx existe en forma de oxido
nitrico (NO). El resto es dioxido de nitrogeno (NO2), el cual es inestable a altas temperaturas.
Una vez que el gas de combustion es emitido a la atmosfera, la mayor parte del NOx es finalmente
convertido a NO2. El NOx en la atmosfera reacciona en presencia de la luz solar para formar
ozono (O3), uno de los contaminantes criterios para el que se han estableddo National Ambient
Air Quality Standards (Normas Nacionales de la Calidad del Aire Ambiental) en base a efectos
en la salud. Puesto que la formacion del ozono requiere de luz solar y altas temperaturas,
la formacion de ozono es mayor en los meses del verano.
El NOx se genera de una de tres formas; NOx combustible; NOx termal
(NOx immediate). El NOx combustible es producido por la oxidation del nitrogeno en la fuente del
combustible. La combustion de combustibles con alto contenido de nitrogeno, tales como el
carbon y los aceites residuales, produce may ores cantidades de NOx que aquellos con bajo
contenido de nitrogeno, tales como aceite destilado y gas natural. El NOx termal se forma por la
fijaci on de nitrogeno yoxigeno molecular a temperaturas may ores a 3 600 °F(2000 °C). ElNOx
inmediato se forma de la oxidation de radicales de hidrocarburos cerca de la flama de la
combustion y produce una cantidad insignificante de NOx.
La Selective Noncatalytic Reduction - SNCR (Reduction No Catalitica Selectiva) y la
Selective Catalytic Reduction - SCR (Reduction Catalitica Selectiva), son tecnologias de
control post-combustion, basadas en la reduction quimica de los oxidos de nitrogeno (NOJ a
nitrogeno molecular (N2) y vapor de agua (H2O). La diferencia primordial entre las dos
tecnologias es que la SCR utiliza un catalizador para aumentar la eficiencia de remocion de NOx,
lo que permite que el proceso ocurra a bajas temperaturas. Las tecnologias pueden usarse
separadamente o en combination con otras tecnologias de control de NOx, low NOx burners -
LNB (quemadores de bajo NOx) y natural gas reburn - NGR (requemado de gas natural).
SNCR y SCR pueden disenarse para proporcionar reducciones de NOx todo el ano o solamente
durante los meses del verano, cuando es mayor la preocupacion por el ozono.
Esta section presenta especificaciones de diseno y una metodologia de estimation de
costos para aplicaciones SNCR y SCR en calderas industrials grandes (may ores que 250 MMBtuI
hr). Su principal proposito es presentar costos estimados a nivel estudio. Estos estimados puede
utilizarse para comparar los costos aproximados de SNCR, SCR y de tecnologias altemas de
control de NOx La metodologia de costeo se basa en estimaciones de costo para aplicaciones
SNCR y SCR en calderas de servicios, por la Office of Research and Development (Oficina de
Investigation y Desarrollo), de la U.S. Environmental Protection Agency (Agencia de
Protection Ambiental de los EE.UU) en Research Triangle Park, NC.
1-4
-------
Como un preludio a la metodologia de costos, la section describe el proceso quimico, los
parametros de desempeno y los componentes del sistema para SNCR y SCR. Ademas, se
presentan los impactos al desempeno de las calderas y a las operaciones de los establecimientos,
resultantes de la instalacion de SNCR y SCR. La section tambien estima importantes parametros
fundamentales de diseno, incluyendo la normalized'stoichiometric ratio (relation estequiometrica
normalizada), el volumen del catalizador y el consumo de reactivo. Finalmente, presenta
suposiciones y ecuaciones para estimar costos de capital, costos anuales de operation y de
mantenimiento y annualized costs (costos anualizados). La SNCR y la SCR se discuten en
capitulos separados, sin embargo, el capitulo sobre SCR se construye a partir de conceptos
discutidos en el capitulo de la SNCR
La information sobre aspectos claves del diseno de sistemas SNCR y SCR, es
considerada patentada por los proveedores, incluyendo los metodos para la estimation de
ciertos parametros y costos de diseno. Esta information no esta disponible para desarrollar
metodologias de costos para SNCR y SCR. Para obtener estimaciones de los parametros y
costos de diseno patentados, es necesario desarrollar correlaciones matematicas a partir de datos
disponibles, utilizando tecnicas de regresion y de ajuste de curvas. Estas expresiones estan
derivadas por Bechtel en la Referencias [1,2,3, and 4], a partir de datos de desempeno,
documentados y completos, y costos de SNCR y SCR, en base a cotizaciones proporcionados
por proveedores y establecimientos.
1-5
-------
EPA 452/B-02-002
2
Daniel C. Mussatti
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Grupo de Economiay Estrategias Innovadoras
Air Quality Strategies and Standards Division
Division de Estrategias y Normas de la Calidad del Aire
Office of Air Quality Planning and Standards
Oficina de Planeacion y Normas de la Calidad del Aire
U.S. Environmental Protection Agency
Agenda de Protection Ambiental de los EE.UU.
Research Triangle Park, NC 27711
Ravi Srivastava
Office of Research and Development
Oficina de Investigation y Desarrollo
U.S. Environmental Protection Agency
Agencia de Protection Ambiental de los EE.UU.
Research Triangle Park, NC 27711
Paula M. Hemmery
Randy Strait
E.H. Pechan & Associates, Inc.
Durham, NC 27707
Octubre de 2000
2-1
-------
Contenido
2.1 Introduction 2-3
2.2 Description del Proceso 24
2.2.1 Quimica de la Reduction. Reactivos y Catalizador 2-6
2.2.2 Parametros de Rendimiento de \aSCR 2-9
2.2.3 Configuraciones del Sistema de SCR 2-21
2.2.4 Equipo del Sistema SCR Alto en Polvo 2-26
2.2.5 Equipo Auxiliar del Sistema SCR 2-30
2.2.6 Otras Consideraciones 2-32
2.3 Parametros de Diseno 2-34
2.4 Analisis de Costos 244
2.4.1 Inversion de Capital Total 245
2.4.2 Costos Totales Anuales 249
2.5 ProblemadeEjemplo 2-54
2.5.1 EjemplodeParametrode Diseno 2-55
2.5.2 Ejemplode Estimation de Costos 2-59
Referencias 2-63
2-2
-------
2.1 Introduction
La Selective Catalytic Reduction - SCR (Reduccion Catalitica Selectiva) ha sido
aplicada a las unidades de combustion de fuentes estacionarias, accionadas por combustibles
fosiles, para el control de emisiones desde el principio de los anos setenta y se encuentra en uso en
la actualidad en Japon, Europa y los Estados Unidos. Se ha aplicado a calderas de servicio
publico e industriales, calentones de proceso y turbinas de gas de ciclo combinado grandes (>250
millones de unidades termales britanicas por hora (MMbtu/hora)). Se ha realizado una aplicacion
limitada de la SCR a otros dispositivos y procesos de combustion tales como las turbinas de gas
de ciclo sencillo, los motores de combustion intema reciprocadores estacionarios, las plantas de
acido nitrico y los annealing furnaces (homos de recocido) de los molinos de acero [4].
En los Estados Unidos, la SCR ha sido aplicada principalmente a las calderas generadoras de
electricidad para servicio publico accionadas por carbon y por gas natural en un rango de tamanos
desde 250 a 8,000 MMbtu/hora (25 a 800 megawatts (MW)). La SCR puede ser aplicada como
el unico control de NO o con otras tecnologias tales como los controles de combustion.
X O
Los sistemas de SCR han experimentado relativamente pocos problemas de operacion
o mantenimiento [ 1 ].
La SCR es implementada tipicamente en unidades de combustion de fuentes
estacionarias que requieren de un nivel mas alto de reduccion de NOx del que puede ser
alcanzado mediante la Selective Non-Calatytic Reduction - SNCR (Reduccion No Catalitica
Selectiva) o los controles de combustion. Teoricamente, se pueden disenar sistemas de SCR para
eficiencias de remocion de NOx de hasta el 100 por ciento (%). Los sistemas de SCR accionados
por carbon, por aceite o por gas natural con frecuencia se disenan para lograr obj etivos de control
por encima del 90 por ciento. Sin embargo, no siempre es practice mantener esta eficiencia desde
el punto de vista del costo. En la practica, los sistemas de SCR operan a eficiencias en el rango
del 70 al 90 por ciento [4].
Los costos de capital de la SCR varian segun el tipo de unidad controlada y la fuente de
combustible. Los costos de capital para la reconstruccion de las calderas generadoras de
electricidad para servicio publico accionadas por carbon varian entre 501 y 702 dolares por
kilowatt ($/kW) para calderas accionadas de pared o tangenciales y entre 50'y 801 $/kW para
los ciclones y las calderas de fondo humedo. Los costos de capital de las calderas nuevas para
servicio publico son por lo general menores de 401 $/kW. La reconstruccion de las calderas de
servicio publico accionadas por aceite o por gasolina varia entre 25! y 301 $/kW puesto
que tienen menores emisiones de NOx y particulados. Los costos tipicos de operacion y
mantenimiento son menores de O.I1 centavo por kilowatt-hora. Los costos de capital para
instalar la SCR en calderas industriales nuevas varian entre 40001 y 60001 $/MMBtu/hora para las
unidades pequenas accionadas por aceite y por gasolina hasta por encima de 10,000' $/MMBtu/
hora para unidades grandes accionadas por carbon. Las turbinas de gas tienen costos de capital
de 301 a 1001 $/kW dependiendo del tamano de la turbina. El costo de la reconstruccion de un
motor de combustion intema reciprocadora accionada por gasolina es de aproximadamente 1251
Los costos son en dolares de 1997.
2-3
-------
$/caballo de fuerza, el cual es menor que la readaptacion de la tecnologia para el control de la
combustion para este tipo de unidad. [4]
Aunque los datos sobre costo usados en este reporte se basan en aplicaciones de
reconstruction de sistemas de SCR en calderas existentes de servicio publico accionadas por
carbon, el procedimiento de determinacion de costos de este reporte explica las diferencias
principales entre una instalacion nueva y una reconstruida. Por lo tanto, el procedimiento de
determinacion de costos es adecuado para aplicaciones de la SCR en calderas nuevas o
reconstruidas en todos los tipos de calderas industriales grandes (>250 MMBtu/hora) accionadas
por carbon. La metodologia de la determinacion de costos incorpora ciertas aproximaciones y,
consecuentemente, debe ser usada para desarrollar estimaciones de costo a nivel de estudio
(±30 por ciento) de las aplicaciones de la SCR.
2.2 Description del Proceso
Tal como la SNCR, el proceso de SCR se basa en la reduction quimica de la molecula de
NOx. La diferencia principal entre la SNCR y la SCR es que la SCR emplea un catalizador basado
en metales con sitios activados para incrementar la velocidad de la reaction de reduction. Un
agente reductor (reactivo) basado en el nitrogeno tal como el amoniaco o la urea, es inyectado
dentro del gas de poscombustion. El reactivo reacciona selectivamente con el gas de combustion
NOx (oxidos de nitrogeno) dentro de un rango especifico de temperatura y en la presencia del
catalizador y oxigeno para reducir al NOx en nitrogeno molecular (N2) y vapor de agua (H2O).
El uso de un catalizador resulta en dos ventaj as primarias de los procesos de SCR sobre los
de SNCR. La ventaj a principal es la mayor eficiencia de reduction de NOx. Sin embargo,
la disminucion en la temperatura de reaction y el aumento en la eficiencia se encuentra
acompanada por un aumento significativo en los costos de capital y de operation. El aumento en
el costo es debido principalmente a los grandes volumenes de catalizador requeridos para la
reaction de reduction.
Lafigura2.1 muestraunesquemasimplificadodeflujodel proceso para la RCS. El reactivo
es inyectado dentro del gas de combustion corriente abajo de la unidad de combustion y del
economizador a traves de una rejilla montada en el sistema de conductos. El reactivo se diluye
por lo general con aire comprimido o vapor para ayudar a la inyeccion. El reactivo se mezcla con
en gas de combustion y ambos componentes entran en una camara reactora que contiene al
catalizador. A medida que el gas de combustion caliente y el reactivo se difunden a traves del
catalizador y se ponen en contacto con los sitios catalizadores activados, el NOx en el gas de
combustion se reduce quimicamente. El calor del gas de combustion proporciona la energia para
la reaction. El nitrogeno, el vapor de agua, y cualquier otro constituyente a continuation fluyen
fuera del reactor de SCR. Se proporciona mas detalle sobre el proceso y el equipo de SCR en las
secciones siguientes.
2-4
-------
Existen varies puntos diferentes corriente abajo de la unidad de combustion en donde se
pueden instalar los sistemas de SCR. La temperatura y los constituyentes del gas de combustion
varian con la localization de la camara reactora de SCR. Los reactores de SCR localizados
corriente arriba del dispositive para el control de particulados y el calentador de aire poseen
temperaturas mas altas y mayores niveles de materia particulada. Un reactor de SCR localizado
corriente abajo del calenton de aire, de los dispositivos para el control de particulados y del
sistema de desulfurizacion del gas de combustion estan esencialmente libre de polvo y de azufre
pero su temperatura es por lo general por debajo del rango aceptable. En este caso, se pudiera
requerir el recalentamiento del gas de combustion lo que aumentaria los costos operacionales de
la SCR de manera significante. La section 2.2.3 discute las diversas configuraciones
de los sistemas de SCR.
Economizer Bypass
Ammonia
Injection
Grid
ID FAN
VW
ESP
Figtira 2.1: Diagrama de Flujo del Proceso de SCR [6,22]
2-5
-------
2.2.1 Quimica de la Reduction. Reactivos y Catalizador.
El agente reductor empleado por la mayoria de los sistemas de SCR es el amoniaco (NH3)
en fase gaseosa puesto que penetra en los poros de catalizador mas prontamente que la urea
acuosa. El amoniaco, ya sea en forma anhidra o acuosa, es vaporizado antes de la inyeccion
mediante un vaporizador. Dentro del rango apropiado de temperatura, el amoniaco en fase
gaseosa se descompone enseguida en radicales libres incluyendo NH3 y NH2. Despues de una
serie de reacciones, los radicales del amoniaco entran en contacto con el NOx y lo reducen a N2
y H2O. La representation global de estas reacciones se presenta a continuation. Notese que el
NOx es representado como oxido de nitrogeno (NO) puesto que esta es la forma predominate del
NOx dentro de la caldera. La ecuacion para la reaction del amoniaco es representada por:
2NO + 2NH, + -02 ^^^ 2N2 + 1H20 (2.1)
La ecuacion indica que se requiere 1 mol de NH3 para remover un mol de NOx. El catalizador
disminuye la energia de activation requerida para la reaction de reduction e incrementa la
velocidad de reaction. En la reaction catalitica, los sitios activados sobre el catalizador adsorben
rapidamente el amoniaco y el oxido nitrico en fase gaseosa para formar un complej o activado.
La reaction catalitica, representada por la ecuacion 2.1, ocurre resultando en la formation de
nitrogeno y agua, los que son desorbidos enseguida hacia el gas de escape. El sitio en el cual
ocurre la reaction es reactivado enseguida mediante la oxidation.
La temperatura alta del gas de combustion convierte al amoniaco en radicales libres y
proporciona la energia de activation para la reaction. La reaction tambien requiere de oxigeno
en exceso, tipicamente del 2 al 4 por ciento, para lograr completarse. La reduction de los NOx
con amoniaco es exotermica, resultando en la liberation de calor. Sin embargo, debido a que la
concentration de NOx en el gas de combustion a la entrada de la SCR es tipicamente de 0.02 a
0.01 por ciento por volumen, la cantidad de calor liberada es correspondientemente pequena. El
equilibrio termodinamico no es un factor limitante en la reduction de NOx si el gas de combustion
se encuentra dentro del rango de temperatura requerido. [1]
Reactivo
El sistema SCR puede utilizar amoniaco ya sea acuoso o anhidro para la reaction de reduction.
El amoniaco anhidro es cerca del 100% de amoniaco puro. Es un gas a
temperatura atmosferica normal, y por lo tanto debe ser transportado y almacenado baj o presion.
El amoniaco anhidro con frecuencia requiere permisos especiales para su transportation y
almacenamiento.
Las aplicaciones de SCR que usan amoniaco acuoso por lo general lo transportan y lo
almacenan a una concentration de 29.4% de amoniaco en agua, aunque algunas aplicaciones
recientes utilizan una solution al 19% [ 1 ]. El uso de el amoniaco acuoso reduce los problemas de
2-6
-------
transporte y almacenamiento. Ademas, ciertas localidades pueden no requerir permisos para
concentraciones por debajo del 28%. Sin embargo, el amoniaco acuoso requiere mayor
capacidad de almacenaje que el amoniaco anhidro. Mientras que la solution al 29.4% posee una
presion de vapor sustancial a temperaturas del aire normales, por lo general se requiere un
vaporizador para proporcionar suficiente vapor de amoniaco al si sterna de SCR.
El costo del reactivo impacta los costos anuales de un sistema de SCR. Dependiendo de
los requisites para obtener los permisos locales y de la preferencia del propietario, el amoniaco ya
sea anhidro o acuoso puede ser usado en el proceso de SCR. Esta representation es valida para
el amoniaco anhidro o acuoso, sin embargo, los parametros de diseno y el analisis de costos
suponen que el reactivo es el amoniaco acuoso puesto que se emplea mas comunmente. La tabla
2.1 presenta las propiedades del amoniaco anhidro y las propiedades de una solution acuosa de
amoniaco al 29.4%.
Tabla 2.1: Propiedades del Reactivo de Amoniaco
Propiedad
Amoniaeo Anhidro [15,16] Amoniaeo Acooso
Liquido o gas a temperatura Liquido
normal del aire
Liquido
Concentration del reactivo
provista normalmente
99.5% (por peso)
29.4 % (por peso de NH3)
Peso molecular del reactivo
Relation del amoniaco
a la Solution
Densidad de liquido a 60 °F
Presion de vapor @ 80 °F
Limites de flamabilidad en el aire
Limite de exposition a corto plazo
Olor
17.03
99.5% (por peso de NH3)
5.1 libras/galon
1 53 ps/a*
16-25 % NH3 (porvolumen)
35ppm
Olorpungente
@ 5 ppm o mas
17.03(comoNH3)
29.4 % (por peso de NH3)
7.5 libras/galon
14.6 [15, p. 3]
16-25% NH3 (porvolumen)
35 ppm
Olorpungente
@ 5 ppm o mas
Materiales aceptables
para almacenamiento
Tanquedeacero, Tanquedeacero,
certificado para al menos 250 certificado para al menos 25
ps/g**de presion (ni cobre ps/g**de presion (ni cobre
ni aleaciones basadas en ni aleaciones basadas en
cobre, etc.) cobre, etc.)
*ps/a = libras por pulgada cuadrada de aire
**psig = libras por pulgada cuadrada de gauge
2-7
-------
Catalizador
Los catalizadores de SCR estan compuestos de metales activos o ceramicas con una
estructura altamente porosa. Dentro de los poros del catalizador se encuentran sitios activos.
Estos sitios tienen un grupo acido en el extremo de la estmctura del compuesto en donde ocurre
la reaccion de reduction. Tal como se expreso previamente, despues de que ocurre la reaction
de reduction, el sitio se reactiva mediante la rehidratacion o la oxidation. Al paso del tiempo, sin
embrago, la actividad del catalizador disminuye, requeriendo el reemplazamiento del catalizador.
Los disenos y las formulaciones del catalizador por lo general son proprietarios. Ambos el
material y la configuration del catalizador determinan las propiedades del catalizador.
Originalmente, los catalizadores para la SCR eran metales preciosos tales como el platino
(Pt). Al final de los anos setenta, investigadores j aponeses usaban metales de base que consistian
de vanadio (V), titanio (Ti), y tungsteno (W), lo que reducia significantemente el costo de los
catalizadores. En los anos ochenta, los oxidos metalicos tales como el oxido de titanio (TiO2),
el oxido de zirconio (ZrO2), el pentoxido de vanadio (V2O5) y el oxido de silicio (SiO2) se
emplearon para ampliar el rango de la temperatura de reaccion. Las zeolitas, silicatos de oxido de
aluminio cristalinos, tambien fueron introducidas para las aplicaciones a alta temperatura (675 °F
a 1000 °F); sin embargo, las zeolitas tendieron a ser prohibitivas en su costo.
Las mejorias en las formulaciones de los catalizadores disminuyen las reacciones
adicionales no deseadas tales como las conversiones a oxidos de azufre (O2 a SO3) y aumentan la
resistencia a los venenos del gas de combustion. Los nuevos disenos de catalizadores tambien
aumentan la actividad catalizadora, la superficie por unidad de volumen y el rango de temperatura
para la reaccion de reduction. Como consecuencia, hay una disminucion correspondiente en los
volumenes de catalizador requeridos y un aumento en la vida de operation del catalizador. Para
las aplicaciones en calderas accionadas por carbon, los vendedores de catalizadores para la SCR
tipicamente garantizan al catalizador por una vida de operation que varia entre 10 000 horas y 3 0
000 horas [11]. Las aplicaciones que usan aceite y gas natural tienen una vida de operation mas
larga, por encima de las 32 000 horas [19]. Ademas, la experiencia en la operation indica que
las velocidades reales de desactivacion del catalizador son menores que las especificaciones
dediseno [1].
Las formulaciones de catalizador incluyen aquellas de un componente unico,
de componentes multiples o de fase activa con estmctura de soporte. La mayoria de las
formulaciones de catalizador contienen compuestos o soportes adicionales para proporcionar
estabilidad termal y estmctural o para aumentar la superficie [4]. Las configuraciones de los
catalizadores son por lo general disenos de penca de ceramicay placa plizada metalica (monolito)
en un reactor de lecho fij o, que proporcionan una relation alta de superficie a volumen. Tambien
se encuentra disponible el catalizador en trozos en lecho fluidizado. Los trozitos tienen una mayor
superficie que las pencas o las placas plizadas pero son mas susceptibles a ser obstmidos. Esto
limita el uso de los trozitos a los combustibles de combustion limpia tales como el gas natural.
2-8
-------
Los elementos catalizadores colocados en un marco forman un modulo catalizador.
Los modules se vanjuntando en capas multiples para crear un lecho reactor de un volumen total
de catalizador que es requerido. Un modulo tipico tiene una superficie de 3.3 pies por 6.6 pies
(Imx2m)y3.3 pies (1 m) de altura. Una gnia acarrea los grandes modules catalizadores hacia
dentro del reactor desde ya sea el interior o el exterior del reactor, dependiendo del diseno
del reactor.
El reemplazo del catalizador no es frecuente, por lo general menor de una capa por ano
para los disenos de lecho fijo. La mayoria de los fabricantes de SCR ofrecen un servicio de
desecho. El catalizador es reactivado para nuevo uso o sus componentes son reciclados para
otros usos [4]. Si el catalizador no puede ser reciclado o reutilizado, el operador de la instalacion
debe desechar el catalizador desgastado en un relleno sanitario aprobado. En los Estados
Unidos, la mayoria de las formulaciones de catalizador no son consideradas como residues
peligrosos[4].
Los catalizadores aceleran la velocidad de la reaccion de reduction de los NOx en gran
manera, pero algunos catalizadores tienen mas propiedades favorables para una aplicacion
determinada. Los requisites de rendimiento que impulsan la selection del catalizador incluyen el
rango de temperatura de reaccion, la velocidad de flujo del gas de combustion, la fuente de
combustible, la actividad y selectividad del catalizador y la vida de operation del catalizador.
Ademas, el diseno debe considerar el costo del catalizador, incluyen los cotos de desecho puesto
que los costos del catalizador pueden resultar en un 20% o mas de los costos de capital para un
si sterna de SCR [ 1 ].
2.2.2 Parametros de Reedimieeto de la SCR
La velocidad de la reaccion de reduction determina la cantidad de NO removida del gas
X O
de combustion. Los factores de diseno y operacionales principales que afectan el rendimiento de
la remocion de los NOx por SCR son similares a los presentados en el capitulo 1 SNCR. Los
factores discutidos previamente para la SNCR incluyen los siguientes:
• Rango de temperatura de reaccion;
• Tiempo de residencia disponible en el rango optimo de temperatura;
• Grado de mezclado entre el reactivo inyectado y los gases de combustion;
• Razon molar de reactivo inyectado a NOx no controlado; y
• Nivel no controlado de concentracion de NO ;
X5
• Escabullimiento de amoniaco.
La mayoria de la discusion acerca del diseno de la SNCR y los factores de operation son
validos para el proceso de SCR salvo variaciones menores debido al uso de un catalizador y el
hecho de que la camara de reaccion no es una parte integra de la unidad de combustion. Factores
2-9
-------
de diseno y operation adicionales que hay que tomar en consideration, los que estan especificos
al proceso de SCR, incluyen:
• La actividad del catalizador
• La selectividad del catalizador
• La caida de presion a traves del catalizador
• El alcance del catalizador
• La desactivacion del catalizador
• La admini station del catalizador
Las diferencias principales entre la SNCR y la SCR se discuten a continuation.
Temperatura
La reaction de reduction de NOx es efectiva unicamente dentro de un rango especifico de
temperatura. El uso de un catalizador en el proceso de SCR disminuye el rango de temperatura
requerido para maximizar la reaction de reduction de los NOx. A temperaturas por debajo del
rango especificado, la cinetica de la reaction disminuye y el amoniaco pasa a traves de la caldera
(escabullimiento del amoniaco). A temperaturas por encima del rango especificado, se forma
oxido nitroso (NO) y ocurre la degeneration y desactivacion del catalizador.
95
90
85
O 80
.2 75
70
z
•3 65
is
W
60
55
50
7
500 550 600 650 700 750 800
Temperatura del Gas de Combustion, °F
850
900
Figtira 2.2°. Remocion deNO vs. Temperatura [11]
2-10
-------
En un sistema de SCR, la temperatura optima depende de tanto del tipo de catalizador
utilizado en el proceso como de la composition del gas de combustion. Para la mayoria de los
catalizadores comerciales (oxidos metalicos), las temperaturas optimas para el proceso de SCR
varian entre 480 °F y 800 °F (250 °C y 427 °C) [11]. La figura 2.2 es una grafica de la eficiencia
de remocion de NOx como funcion de la temperatura para un catalizador tipico de tipo oxido
metalico [11]. La figura muestra que la velocidad de la remocion de NOx aumenta con la
temperatura hasta un maximo de 700°F a 750°F (370°C a 400°C). A medida que la temperatura
aumenta por encima de 750°F, la velocidad de reaccion y la eficiencia de remocion de NOx
resultante empiezan a disminuir.
A medida que la temperatura del gas de combustion se aproxima al optimo, la velocidad de
reaccion aumenta y un volumen menor de catalizador logra la misma eficiencia de remocion de
NOx. La figura 2.3 muestra el cambio en el volumen de catalizador requerido contra la
temperatura [10]. Hay una disminucion de aproximadamente un 40 por ciento en el volumen de
catalizador requerido a medida que la temperatura del gas de combustion aumenta desde
600 °F (320 °C) al rango optimo, 700 a 750 °F (370 °C a 400 °C). Esta disminucion en el
volumen de catalizador tambien resulta en una disminucion significante en el costo de capital para
el sistema de SCR.
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10 7:
5 75
Temperatura del Gas de Combustion, °F
Figura 2.3: Cambio en el Volumen de Catalizador vs. la Temperatura [10]
2-11
-------
Las relaciones entre la temperatura del gas de combustion, el volumen de catalizador y la
remocion de NOx son fond ones complicadas de la formulation y la configuration del catalizador.
Las propiedades fisicas y quimicas de cada catalizador son optimizadas para diferentes condiciones
de operation. Para una formulation de catalizador determinada, el volumen de catalizador reque-
rido y/o el rango de temperatura pueden cambiar de un fabricante de catalizador a otro. La
selection de catalizador, por lo tanto, es critica para la operation y el rendimiento del sistema de
SCR.
Puesto que la ventana optima de temperatura del proceso de SCR es menor que la de la
SNCR, la inyeccion de reactivo dentro de una camara reactora ocurre corriente abajo de la
unidad de combustion. Tal como se discutio previamente, existen varias opciones para la
localization del reactor de SCR. La temperatura del gas de combustion en cada una de estas
localidades es diferente. La mayoria de los disenos instalan el reactor corriente abajo del
economizador y antes del precalentador de aire, donde el gas de combustion se encuentra a la
temperatura adecuada para los catalizadores basados en oxidos metalicos. El recalentamiento del
gas de combustion pudiera ser necesario para los reactores localizados corriente abajo del
precalentador de aire. El recalentamiento aumenta los costos de operation de la SCR
de manera significante.
La operation de la caldera a cargas reducidas disminuye la velocidad de flujo de gas.
A velocidades reducidas de flujo de gas, la temperatura del gas de salida del economizador
disminuye porque las superficies de transferencia de calor de la caldera absorben mas calor del
gas de combustion. Los sistemas tipicos de SCR toleran fluctuaciones de temperatura de ± 200°F
(± 93°C) [1]. Sin embargo, a cargas menores de la caldera la temperatura puede disminuir por
debajo del rango optimo. Por ejemplo, una caldera de servicio publico accionada por carbon
tiene una temperatura del gas de salida del economizador de 690°F (3 66°C) a una carga del cien
por ciento, pero solo de 570°F (300°C) a una carga del 50 por ciento [1]. Para operaciones a
cargas baj as, se puede usar una via altema desde el economizador para elevar la temperatura del
gas de combustion. Una via altema desde el economizador diverge una parte del gas caliente de
combustion desde el interior del economizador a traves de un ducto altemo y lo mezcla con el gas
de combustion relativamente frio que sale del economizador. Una via alterna del agua de
suministro del economizador resulta en una menor transferencia de energia al agua de suministro
para la generation de vapor y en consecuencia hay una pequena reduction en la eficiencia de la
caldera. Las eficiencias menores de la caldera requieren que se queme mas combustible para
alcanzar la production requerida de vapor de la caldera.
Tiempo de Residencia y Velocidad de Espacio
El tiempo de residencia es el tiempo que los reactivos se encuentran dentro del reactor. Los
tiempos de residencia mas largos por lo general resultan en velocidades mas altas de
remocion de NOx. La temperatura tambien afecta el tiempo de residencia requerida. El tiempo
de residencia requerida disminuye a medida que la temperatura se aproxima a la temperatura
2-12
-------
optima para la reaction de reduction. El tiempo de residencia se expresa con frecuencia como
velocidad de espacio, el inverso del tiempo de residencia. La velocidad de espacio de un reactor
se determina experimentalmente dividiendo la velocidad de flujo medida del gas de combustion
por el volumen superficial del reactor catalitico. La remocion de NOx aumenta con la disminucion
de la velocidad de espacio, o sea, con el aumento del volumen de catalizador, para una velocidad
determinada de flujo de gas de combustion.
El tiempo optimo de residencia para un sistema de SCR es una funcion del numero de sitios
catalizadores activos disponibles para la reaction de reduction y las velocidades de fluj o de gas
dentro de esos sitios activos (velocidad de flujo intersticial). La "velocidad de superficie" es un
parametro usado por los vendedores de SCR que relaciona el numero de sitios y la velocidad de
fluj o intersticial al tiempo de residencia. La velocidad de superficie se define como la velocidad de
espacio dividida por la superficie de poros del catalizador (superficie especifica). Para calderas
accionadas por carbon, las superficies especificas tipicas varian de 90 a 3,800 pies cuadrados por
pie cubico (pie2/pie3) ((300 a 1,200 metros cuadrados por metro cubico (m2/m3)) [1]. El aumento
de la superficie de catalizador especifica aumenta la remocion de NOx para una velocidad
determinada de flujo de gas. Esto puede ser logrado ya sea aumentando el volumen de
catalizador, lo que aumenta el tamano del reactor, o aumentando el espacio de poros del
catalizador, lo que por lo general aumenta el costo del catalizador.
Grado de Mezclado
El reactivo debe ser dispersado y mezclado a traves del gas de combustion para asegurar
un contacto suficiente entre los reactivos. El mezclado se realiza mediante un sistema de inyeccion
que inyecta amoniaco en fase gaseosa a presion dentro del gas de combustion. El sistema de
inyeccion controla el angulo de atomizacion, la velocidad y la direction del reactivo inyectado.
Algunos sistemas inyectan el amoniaco con un fluido transportador tal como el vapor o el aire para
aumentar la penetration dentro del gas de combustion. Los sistemas de inyeccion son especificos
de la aplicacion. Los modelos numerico del gas de combustion y del flujo de los reactivos optimiza
el diseno del sistema de inyeccion (vease la section 2.2.6).
El mezclado del gas de combustion y el amoniaco ocurre antes de entrar al reactor de SCR.
Si el mezclado no es adecuado, la reduction de los NO es ineficiente. Los disenos de SCR
' X
deben incorporar una longitud adecuada de conductos entre la inyeccion de amoniaco y la entrada
del reactor para permitir el mezclado. Los patrones de mezclado pueden ser mej orados por:
• La instalacion de mezcladores estaticos corriente arriba del reactor;
• Aumentar la energia impartida a los fluidos inyectados;
• Aumentar el numero de inyectores y/o zonas de inyeccion; y
• Modificar el diseno de la boquilla atomizadora para mej orar la distribution del
reactivo, el angulo de atomizacion y la direction.
2-13
-------
Relacion Estequiometrica Real
La relacion estequiometrica real (los moles de reactive inyectado por mol de NOx no
controlado) define la cantidad de reactive que se necesita para lograr las metas de reduction de
NOx. De acuerdo a la ecuacion 2.1, la relacion estequiometrica teorica para la reaction de
reduction con el amoniaco es igual a 1. Esta suposicion de una relacion lineal de 1 a 1 entre la
cantidad de reactivo y los NOx removidos es valida hasta alrededor del 85 por ciento de NOx
[11]. Despues del 85 por ciento, la eficiencia de remocion empieza a nivelarse y se requiere mas
de la cantidad teorica de amoniaco para la remocion adicional de NOx. Esto es debido a la
portion de NOx que se encuentra en forma de NO2 en vez de NO y limitaciones de la velocidad
de reaction. Los sistemas de SCR emplean tipicamente una relacion estequiometrica de 1.05
moles de amoniaco por mol de NOx [1]. Debido a que los costos de capital y de operation
dependen de la cantidad de reactivo consumido, la relacion estequiometrica real es un parametro
de diseno importante que es determinado por el disenador de SCR.
Concentration No Controlada de NQX
La concentration de reactivos tambien afecta la velocidad de reaction del proceso de
reduction de NOx. En general, las concentraciones mayores de NOx de entrada resultan en
may ores eficiencias de remocion de NOx [ 1 ] debido a la cinetica de la reaction. Sin embargo, los
niveles de NOx mayores de aproximadamente 150 partes por millon (ppm), por lo general no
resultan en un aumento del rendimiento. Los niveles baj os de NOx de entrada resultan en eficiencias
de remocion de NOx reducidas porque las velocidades de reaction son mas lentas,
particularmente en la ultima capa de catalizador [ 1 ]. En general, sin embargo, la SCR funciona
mejor que la SNCR en fuentes con niveles de NOx no controlados tales como las calderas
accionadas por gas natural.
Para una eficiencia de remocion de NO determinada, los niveles mas altos de NO en la
X * X
entrada de la SCR requieren mas volumen de catalizador. Por ej emplo, para lograr una remocion
del 90 por ciento de NOx a un nivel de NOx de entrada de 1.7 libras/MMBtu, se requiere 10 por
ciento mas catalizador comparado a niveles de entrada de 0.8 libras/MMBtu [9]. La SCR por lo
general es mas efectiva en costo para fuentes que emiten menos NOx, puesto que el volumen de
catalizador requerido es minimo.
Escabullimiento del Amoniaco
El escabullimiento del amoniaco se refiere al exceso de reactivo que pasa a traves
del reactor. El amoniaco en el gas de combustion causa un numero de problemas que fueron
discutidos en el capitulo 1 sobre SCR, incluyendo los efectos sobre la salud, la visibilidad del
efluyente de la torre de chimenea, la option de vender de la ceniza flotante y la formation de
sulfatos de amoniaco. Los limites sobre el escabullimiento del amoniaco, impuestos ya sea por los
limites regulatorios o por requisites de diseno, ponen restricciones sobre el rendimiento de la SCR.
2-14
-------
El escabullimiento del amoniaco no permanece constante a medida que el sistema de SCR
opera sino que aumenta a medida que la actividad del catalizador disminuye. Los sistemas de
SCR disenados adecuadamente, que operan cerca a la estequiometria teorica y suministran un
volumen de catalizador adecuado, mantienen niveles bajos de escabullimiento del amoniaco, de
aproximadamente 2 a 5 ppm. Una instrumentation confiable para monitorear el escabullimiento
del amoniaco se encuentra en desarrollo en la actualidad pero no esta disponible comercialmente
[11]. Un metodo de cuantificar el escabullimiento del amoniaco es determinar la concentration de
amoniaco en cenizaflotanterecolectada [13].
Actividad del Catalizador
La actividad del catalizador es una medida de cuanto acelera el catalizador la velocidad de
la reaction de reduction de NOx. Una mayor actividad catalizadora resulta en una velocidad de
reaction mas rapida y mayor remocion de NOx La actividad del catalizador es una funcion de
muchas variables incluyendo la composition y la estructura del catalizador, las velocidades de
difusion, las velocidades de transferencia de masa, la temperatura del gas, y la composition del
gas [14]. A medida que la actividad del catalizador disminuye, la velocidad de la reaction de
reduction de NOx tambien disminuye. Esto resulta en una menor remocion de NOx y mayores
niveles de escabullimiento del amoniaco.
La ecuacion siguiente describe la desactivacion de la actividad del catalizador, K, con el
tiempo, ?[8]:
K = Ko e (2-2)
en donde Ko es la actividad original del catalizador y T es la constante de tiempo de vida de
operation del catalizador. La figura 2.4 muestra una curva tipica para la desactivacion de un
catalizador basada en la ecuacion 2.2. A medida que la actividad del catalizador disminuye, la
eficiencia de remocion de NOx es generalmente mantenida constante mediante la inyeccion de
mas amoniaco, aumentando asi el escabullimiento del amoniaco. Cuando el escabullimiento del
amoniaco alcanza el nivel maximo permitido o de diseno, se debe instalar catalizador nuevo.
2-15
-------
25 •
20 •
5 15 '
5 10 •
ts
<:
10,000
20,000 30,000
Horas de Operacion
40,000
50,000
60,000
Figtira 2.4: Desactivacion Tipica de un Catalizador
segun laEcuacion 2.2 conKQ = 24.12; T= 55,000
Selectividad de Reaccion del Catalizador
La 5O? favorece la reaccion de reduction de NOx por encima de las reacciones
competidoras siempre que los reactivos se encuentren a la temperatura adecuada y el oxigeno
este presente. Sin embargo, las reacciones competidoras aun ocurren y el Catalizador acelera
estas reacciones de igual manera. Cada Catalizador tiene diferentes propiedades de selectividad
de reaccion quimica. En general, los catalizadores promueven la formation de dos compuestos
indeseables, el trioxido de azufre (SO3) y el oxido nitroso (N2O). El SO3 se forma por la
oxidation de SO2 a SO3. Los oxidos de azufre(SOx) son regulados bajo el Acta de Aire Limpio
de 1990. El SO3 reacciona con el amoniaco en el gas de combustion para formar sulfatos de
amonio. Las sales de azufre de amoniaco se depositan sobre el Catalizador y sobre el equipo
corriente abaj o tal como los precalentadores de aire. El N2O es tanto un consumidor de ozono
como un gas de invemadero pero no es regulado en la actualidad.
2-16
-------
Perdida de Presion
La presion del gas de combustion disminuye a medida que el gas de combustion fluye a
traves del catalizador. La disminucion de la presion es una funcion de la longitud del catalizador y
de la configuration del catalizador. La deposition de ceniza flotante y otros particulados sobre el
catalizador al paso del tiempo aumenta esta caida de presion a traves del catalizador. La presion
del gas de combustion puede ser aumentada instalando ventiladores de corriente nuevos o
actualizando los ventiladores existentes. Para minimizar la perdida de presion a traves del
catalizador, la tuberia del reactor de SCR puede ser expandida y se pueden instalar rectificadores
de flujo y aspas giratorias. La perdida de presion es de mayor preocupacion en aplicaciones en
turbinas que dependen del fluj o del aire, en vez de la transferencia de calor, para generar energia.
Alcance del Catalizador
El alcance del catalizador es un termino usado en asociacion con el catalizador de penca y
placa metalica y afecta la velocidad del gas de combustion en espacios intersticiales [ 1 ]. Tal como
se muestra en la figura 2.5 el alcance, representado porp, es el ancho de la eel da catalizadora mas
el grueso de la pared de la celda, a. Para una velocidad de flujo determinada, un alcance mas
amplio resultara en menores velocidades de gas intersticial. Un alcance apropiado del catalizador
es importante para asegurar que la ceniza no se deposite y conecte a las celdas y los poros del
catalizador. La obstruction del catalizador reduce la superficie efectiva disminuyendo el numero
de sitos activos para la reaction de reduction de NO .
Figura 2.5: Alcance para una Configuration de Catalizador en Penca
Desactivacion del Catalizador
Los catalizadores pierden su actividad al paso del tiempo por varias razones.
Los mecanismos principales para la desactivacion de los catalizadores y la perdida de superficie
se discuten a continuation.
Envenenamiento - Ciertos constituyentes de los combustibles que son liberados durante la
combustion actuan como venenos de los catalizadores. Los venenos de los catalizadores
2-17
-------
incluyen al oxido de calcio y al oxido de magnesio; sodio, arsenico, cloro, fluoruro y
plomo. Estos constituyentes desactivan al catalizador al difundirse dentro de los sitios
activos de los poros y ocuparlos irreversiblemente. El envenenamiento del catalizador
representa la causa principal de la desactivacion de los catalizadores.
Esmerilado Termal - Las temperaturas altas del gas de escape dentro del reactor de SCR
causan el esmerilado, una perdida permanente de actividad catalizadora debido a un
cambio en la estructura de los poros del catalizador. El esmerilado termal puede ocurrir a
temperaturas tan bajas como 450°F (232°C). La cantidad de esmerilado termal
depende de la composition y estructura del catalizador. Los materiales catalizadores
nuevos son menos susceptibles al esmerilado termal lo cual aumenta su vida de operation.
Cegado/Taponado/Contaminacion - Las sales de amoniaco y azufre, la ceniza flotante y
otra materia particulada en el gas de escape puede causar el cegado, el taponamiento o la
contamination del catalizador. La materia parti culada se deposita sobre la superficie y en
los sitios con poros activos del catalizador. Esto resulta en una disminucion del numero de
sitios disponibles para la reduction de NOx y un aumento en la perdida de la presion del
gas de escape a traves del catalizador.
Erosion - Los impactos de la materia parti culada y las altas velocidades intersticiales del
gas erosionan el material del catalizador. Los catalizadores con bordes protuberantes
endurecidos o con mayor dureza estructural, son menos susceptibles a la erosion.
Sin embargo, aumentar la fortaleza del catalizador por endurecimiento reduce el numero
de sitios de poros activos.
Envejecimiento - El envejecimiento del catalizador es un cambio en las propiedades
fisicas y quimicas de los poros del catalizador que ocurre con el tiempo.
Existe un numero de medidas que pueden tomarse para disminuir la razon de desactivacion y de
deterioro del catalizador. Estas medidas se discuten mas adelante.
Formulation del Catalizador - Cada formulation de catalizador tiene diferentes
propiedades fiscias y quimicas. Las formulaciones de los catalizadores con las siguientes
propiedades tendran una desactivacion disminuida.
• Mayor actividad por unidad de volumen
• Mayor resi stencia termica
• Resistencia quimica y fisica a los venenos
• Rango mas amplio de operation termica
• Mayor fortaleza estructural y bordes protuberantes endurecidos
• Menores velocidades intersticiales (v.g., arreglo del catalizador,
mas amplio)
2-18
-------
Para obtener la formulation optima del catalizador y del diseno de la SCR para alguna
aplicacion, al proveedor del catalizador y al de la SCR se les debe de informar de los
constituyentes del combustible, tales como azufre, cloro, fluoruro, alcalis y metales traza.
Estos constituyentes del combustible y de las cenizas, pueden determinarse por analisis
quimico. Los datos analiticos asociados pueden utilizarse para modificar la
composition del catalizador, para determinar el volumen del catalizador y para disenar los
componentes del reactor de la SCR.
Sopladores de Hollin - Los depositos sobre la superficie del catalizador pueden
desprenderse por medio de sopladores de hollin, los cuales por lo general, se instalan
entre cada capa de catalizador y se operan periodicamente, tal como una vez por semana.
Veletas y Rejillas Rectificadoras - La materia particulada puede removerse del gas de
combustion por veletas activadas por el fluj o del gas y por rej illas rectificadoras de fluj o,
cerca del frente de la capa del catalizador. Las particulas se impactan sobre la superficie
de las veletas o de las rej illas y caen de la corriente del gas de combustion. Ademas de
remover las particulas, las veletas y las rejillas rectificadoras del flujo disminuyen la
velocidad lineal del gas y lo alinean vectorialmente con la linea de fluj o del catalizador.
Plan de Manejo del Catalizador
La desactivacion del catalizador es una parte inherente del proceso de la SCR. A medida
que la actividad del catalizador disminuye con el tiempo, la razon de reaction de reduction de
NOx disminuye y aumenta el escabullimiento del amoniaco. Cuando el nivel de escabullimiento de
amoniaco alcanza el limite de diseno, debe reemplazarse el catalizador o agregarse catalizador
nuevo. La vida del catalizador es el tiempo durante el cual la actividad del catalizador para un
volumen dado de catalizador (volumen de la capa), mantiene el escabullimiento de amoniaco por
debaj o del limite de diseno. Normalmente, la garantia del proveedor para una capa de catalizador
en aplicaciones en las que se quema carbon, es de aproximadamente tres afios [10]. Los tiempos
de vida reales de las capas de catalizador que se tienen en tales aplicaciones, estan en el rango de
5 a 7 anos, dependiendo de las condiciones del gas de combustion no tratado [1]. Las
aplicaciones en las que se quema gas o diesel, experimentan tiempos de vida de las capas de
catalizador aun mayores.
2-19
-------
i.O
2.5 •
ex
°T2.0
(L)
(L)
1.5
| L0
o
0.5 •
0.0
Agregar
Capa4
Reemplazar
Capal
Reemplazar
Cap a 2
Reemplazar
CapaS
Reemplazar
Capa4
0 1 23 4 5 67 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
Ano
Figtira2.6: Plan deManejo Tipico del Catalizador [5]
Un plan de manejo del catalizador, como se muestra en la Figura 2.6, programa el
reemplazo periodico del catalizador para mantener los limites del escabullimiento de amoniaco. La
mayoria de los planes de manej o de catalizador requieren que el diseno del reactor SCR provea
dos o mas capas llenas de catalizador y una o mas capas de catalizador vacias o de repuesto.
Cuando las capas iniciales de catalizador se desactivan al punto en el que el escabullimiento de
amoniaco alcanza el valor maximo de diseno, el establecimiento agrega catalizador a la capa
vacia. La adicion de catalizador se manej a de manera que la actividad total del catalizador para
todas las capas (las dos o tres capas viejas mas las nuevas), es suficiente para cumplir con los
requisites de escabullimiento de amoniaco durante un periodo de tiempo relativamente largo. A
medida que el catalizador se continua desactivando, el escabullimiento de amoniaco empieza a
subir. Cuando el escabullimiento de amoniaco alcanza de nuevo el valor maximo de diseno, se
remueve una de las capas viej as de catalizador y se reemplaza con catalizador nuevo. En la Figura
2.6 se muestra un plan de manejo de catalizador para una aplicacion en la que el valor maximo de
diseno de escurrimiento de amoniaco es de 2 ppm [7].
2-20
-------
El costo del catalizador es una portion importante del costo anual de operation de un
sistema SCR. Para disenos de SCR que utilicen un plan de manejo de catalizador, solo una
fraction del inventario total del catalizador, en vez de todo su volumen, se reemplaza en cualquier
momento dado. Esto distribuye los costos de reemplazar catalizador mas uniformente a lo largo
del tiempo de vida del sistema.
2.2.3 Configuraciones del Sistema SCR
Las aplicaciones termoelectricas y grandes calderas industrials, utilizan varias configuraciones
diferentes del sistema SCR, incluyendo arreglos para sitios alto en polvo, baj o en polvo, y al final
del proceso. Las configuraciones SCR para aplicaciones en turbinas de gas dependen del tipo de
ciclo de la maquinaria, tal como ciclo simple o ciclo combinado.
Las varias configuraciones de calderas y turbinas de gas, se discuten mas adelante. Ademas,
hay dos disenos diferentes de reactor SCR, SCR completo y SCR en-el-conducto, los cuales
tambien se discuten.
SCR Alto en Polvo
En la Figura 2.7 se muestra un sistema SCR alto en polvo para aplicaciones en calderas que
queman carbon. La localization del reactor SCR esta corriente abaj o del economizador y corriente
arriba del calentador de aire y de los dispositivos de control de particulados.
La temperatura del gas de combustion en esta localization esta usualmente dentro de la ventana
de la temperatura optima de operation para las reacciones de reduction de NOx utilizando
catalizadores de oxidos metalicos. En esta configuration, sin embargo, el gas de combustion
contiene particulados cuando entra al reactor SCR.
Las calderas que queman carbon generalmente usan un reactor SCR vertical, en donde el
gas de combustion fluye hacia abajo a traves del catalizador. Generalmente, el reactor contiene
capas multiples de catalizador. El volumen requerido de catalizador varia en cada instalacion, tal
como se discutio previamente. Se instalan sopladores de hollin para remover particulados de las
superficies del catalizador. Para el diseno que utiliza un catalizador en panal, el arreglo del catali-
zador es tipicamente de 7 a 9 mm (comparado con 3 o 4 mm para calderas que queman gas), para
permitir el paso facil de las particulas de ceniza sin depositarse y para facil limpieza con los
sopladores de hollin. Para obtener flujo de gas uniforme y remover particulados, los disenos
SCR alto en polvo usualmente incluyen veletas y rejillas rectificadoras de fluj o en los conductos
antes del reactor.
Una tolva en el fondo del reactor SCR recolecta cenizas y particulados que se separan de la
corriente del gas de combustion. La salida de la tolva esta conectada al sistema de manej o de
ceniza flotante de la planta para retirar periodicamente la ceniza acumulada. El gas de combustion
sale del reactor via una apertura en la tapa de la tolva y es dirigido a la entrada del calentador de
aire. Algunos disenos eliminan la necesidad de tolvas manteniendo velocidades del gas de
2-21
-------
combustion suficientemente altas en estas areas de modo que la ceniza flotante permanece
arrastrada en el gas de combustion.
Las calderas a base de gas natural y de combustibles destilados generan gases de
combustion que esta relativamente libre de polvo y de SO2 (para combustibles bajos en azufre).
Consecuentemente, los sistemas SCR para estas calderas colocan el reactor corriente arriba del
calentador de aire, la configuracion SCR alto en polvo.
Figtira 2.11 Arreglo SCR alto en polvo, [4]
SCR Baio en Polvo
Las unidades que queman carbon con un precipitador electrostatico (PES) localizado
corriente arriba del calentador de aire (PES del lado caliente), tipicamente usan una configuracion
SCR baj o en polvo. En la Figura 2.8 se muestra una configuracion baj o en polvo, la cual localiza
al reactor SCR corriente abajo del PES. En esta localization, el gas de combustion esta
relativamente libre de polvo. La ceniza removida del PES tipicamente contiene arsenico, metales
alcalinos y otros constituyentes que deterioran el funcionamiento y la vida del catalizador.
Un sistema SCR bajo en polvo, aumenta la vida del catalizador al reducir las
concentraciones de particulados y de venenos del catalizador en el reactor SCR. Ademas, las
configuraciones SCR baj o en polvo no necesitan tolva para la ceniza. En los disenos que emplean
2-22
-------
catalizador en panal, el arreglo del catalizador puede reducirse a aproximadamente 4 a 7 mm,
resultando en un volumen de catalizador mas baj o. Una vida del catalizador mas larga, volumen de
catalizador mas baj o y la elimination de la tolva para la ceniza, significan costos mas baj os para el
SCR alto en polvo comparado con las configuraciones alto en polvo. La unica desventaj a del SCR
alto en polvo es la caida de temperatura del gas de combustion a medida que fluye a traves del
PES. Las temperaturas del gas de combustion generalmente no decrecen al punto de requerir
recalentamiento. Sin embargo, puede requerirse un aumento en el tamano del conducto de la
desviacion del economizador existente, para mantener la temperatura del gas de combustion
dentro del rango optimo.
Figtira 2.8: Arreglo SCR baj o en polvo, [4]
SCR al Final
Las primeras instalaciones de calderas a carbon en Europa y Japon emplean
configuraciones SCR al final. Esta configuration col oca el reactor SCR corriente abaj o de todos
los equipos de control de la contamination del aire instalados en una unidad. En la Figure 2.9 se
muestra un sistema al-final para una planta con un dispositive de control de parti culados y un
sistema de desulfurizacion del gas de combustion humedo (DGC). El equipo de control de la
contamination del aire remueve la mayoria de los constituyentes del gas de combustion que
deterioran el catalizador del SCR antes de que entre al reactor SCR. Sin embargo, debido a que la
temperatura del gas de combustion al final esta por debaj o del rango requerido para la reaction
amoniaco/NO , necesita recalentarse el gas de combustion. Los sistemas SCR al final, utilizan
x ^
quemadores de gas natural o destilados en los conductos o serpentines de vapor calentadores del
gas para recalentamiento. Parte de la energia utilizada para recalentar el gas, es recuperada en un
calentador recuperador gas-a-gas.
2-23
-------
Tipicamente, un sistema al-final es el mas costoso de los tres sistemas SCR por los costos
adicionales de operation y equipo que se requieren para recalentar el gas y recuperar calor. La
experiencia en su operation y la disponibilidad de catalizadores mej orados para el sistema SCR
alto en polvo, hace del sistema SCR al final la menos atractiva de las tres opciones. Se estan
desarrollando actualmente nuevos catalizadores de baja temperatura y pueden hacer de los
sistemas al-final, una option mas efectiva en costo en el future. [25].
„
R
U- c
RECUPERATING
GAS-TO-GAS
HEATER
SECONDARY
AIR
FGD
ID FAN SCRUBBER
SCR
REACTOR
Fignra2.9: Arreglo SCR al final, [4]
Turbinas de Gas
Las aplicaciones en turbinas de gas natural frecuentemente utilizan la tecnologia SCR para
control de NOx postcombustion. Hay dos configuraciones basicas de turbinas de gas; ciclo
combinado (ciclo de cogeneracion) y ciclo simple. La mayoria de los sistemas SCR se instalan
como aplicaciones de ciclo combinado. Un diseno tipico de SCR de ciclo combinado col oca la
camara del reactor despues del supercalentador dentro de una cavidad del sistema generador de
vapor recuperador de calor (GVRC), como se muestra en la Figure 2.10. La temperatura del gas
de combustion en esta area esta dentro del rango de operation para los catalizadores del tipo en
base a metal. Algunos disenos de turbinas de gas de ciclo combinado localizan el reactor SCR
corriente abajo del GVRC y antes del economizador atemperaturas que varian desde 350°F
hasta 400 °F. Las aplicaciones de SCR de ciclo simple colocan la camara del reactor
directamente a la salida de laturbina donde la temperatura del gas de combustion esta en el rango
de 850°F a 1000°F (450°C a 540°C). Esto requiere el uso de catalizadores para alta
temperatura tales como las zeolitas. [4]
2-24
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Steam
Water
Superheater SCR
Catalyst
Evaporator
Economizer
Figtira 2.10: Arreglo SCR para una turbina de gas de ciclo combinado, [4]
Diseno del Reactor SCR
El diseno del reactor afecta los costos de capital y de operation del sistema SCR y del plan
de manejo del catalizador. Hay dos tipos diferentes de reactores SCR, SCR lleno y SCR en el
conducto. Los disenos SCR lleno albergan al catalizador en una camara del reactor separada. El
gas de combustion de la caldera debe ser conducido desde la salida del economizador hacia el
reactor SCR y de ahi a la entrada del calentador de aire. Un reactor separado permite que un
mayor volumen de catalizador se instate en capas, lo que aumenta la reduction de NOx y el tiempo
de vida del catalizador. Tambien aumenta la longitud del conducto disponible para la mezcla de
reactivos antes de que entren a la camara del reactor. Sin embargo, un reactor separado requiere
un gran cantidad de espacio adyacente a la caldera para instalar el reactor y los conductos. Los
conductos adicionales con frecuencia hacen necesario mejorar el sistema del ventilador de TI
Los sistemas SCR en el conducto (en linea), albergan al reactor dentro del sistema de
conductos existente de la planta en vez de en una camara del reactor separada. Generalmente, los
conductos son agrandados para proporcionar suficiente espacio para el catalizador. Los sistemas
en-el-conducto ahorran en costos de los conductos, la camara del reactor y del ventilador de TI.
Los disenos en-el-conducto limitan el volumen del catalizador y la longitud de mezclado, por lo
tanto, son comunmente utilizados en conjunto con otras tecnologias de control de NOx [19]. La
erosion del catalizador es generalmente mayor para los sistemas en-el-conducto. La instalacion y
mantenimiento de los sistemas en-el-conducto tipicamente requieren mas interrupciones de la
caldera. Las calderas a gas natural, las cuales tienen bajos volumenes de catalizador,
frecuentemente emplean sistemas en-el-conducto. Las calderas a carbon pueden aplicarse en
reactores SCR en-el-conducto, donde las limitaciones de espacio restringen la instalacion de un
reactor lleno. [19].
2-25
-------
2.2.4 Eqtiipo del Sistema SCR Alto en Polvo
La mayoria de los disenos SCR utilizan Thermal DeNO®, el cual es un sistema de
reduction de NOx a base de amoniaco, desarrollado y patentado por la Compama Exxon Research
and Engineering en 1975. El sistema SCR tiene cinco pasos basicos que realizar.
Estospasosson:
• Reception y almacenamiento de amoniaco;
• Vaporization de amoniaco y mezclado con aire;
• Inj eccion de la mezcla amoniaco/aire en los puntos adecuados;
• Mezcla de am on 1 aco/aire con el gas de combustion; y
• Difusion de reactivos dentro del catalizador y reduction de NOx.
Mientras que los pasos basicos en un sistema SCR son similares para todas las
configuraciones, el diseno del sistema y las especificaciones del equipo son algo diferentes. Mas
adelante se presenta una discusion del diseno y equipo del sistema SCR para un reactor SCR
lleno, con configuration alto en polvo, a base de solution acuosa de amoniaco, para una caldera
industrial grande (>2,500 MMBtii/hr) a carbon. Los pasos del proceso SCR, el equipo auxiliary
los impactos potenciales de la operation SCR en el equipo existente de la planta, tambien son
discutidos. En la Figura 2.1 y en la Figura 2.7 se presenta un diagrama esquematico simplificado
de flujo del sistemay en la Table 2.2. se presenta una lista de equipo.
Almacenamiento y Vaporization de Amoniaco
La solution acuosa de amoniaco esta tipicamente disponible como una solution de 19% a
29.4 % en agua. Generalmente, en esta aplicacion se utiliza una solution al 29.4 por ciento. El
amoniaco anhidro es casi 100% amoniaco puro y se almacena como un liquido bajo presion. En
la Table 2.1 se presentan las propiedades de amoniaco anhidro y en solution acuosa.
Los establecimientos reciben el amoniaco anhidro o en solution acuosa via carro-tanques o
tanques de ferrocarril y se bombean hacia uno o mas tanques de almacenamiento. El amoniaco es
tipicamente almacenado como un liquido en tanques cilindricos horizontales. El tanque de la solution
acuosa de amoniaco es un tanque encerrado aprobado para presiones solo ligeramente elevadas,
mientras que el tanque de amoniaco anhidro es un recipiente a presion aprobado para al menos
250 libras por pulgada cuadrada manometricas (psig). El tanque de amoniaco anhidro puede
llenarse solo hasta cerca del 85% de su volumen total para permitir un espacio de vapor por
encima del nivel del liquido. Los tanques estan equipados con indicadores de nivel y de temperatura,
pasarela, venteo y una escalera de acceso y otros accesorios. La aplicabilidad de trazadores de
calor, aislante y de criterio de diseno sismico, esta determinada en base a
condiciones especificas del sitio. El tanque debe montarse en una loza de concreto y rodearse de
una estructura de contention de derrames, tal como un dique.
2-26
-------
Tabla 2.2. Lista de equipo principal para una aplicacion de RCS
ArticoSo
Deseripeion/Tamafio
Reactores SCR Tipo de flujo vertical, capacidad de 805,000 fP/min reales,
(del a 2) 44 ff.x 44 ff.x 31 /?. de alto (excluyendo el conducto de salida y las
tolvas), equipadocon 9,604/Pdecatalizadordeceramicaen panal,
cajaaislada.sopladorde hollin, tolvas ymecanismode izamiento para
reemplazarel catalizador.
Tanque de amoniaco
anhidro (1 o mas)
Tanque horizontal, presion de diseno de 250 psig, tanques de
almacenamiento de 15,000 galones, capacidad de almacenamiento
de 34 toneladas cortas.
Compresorde aire (2) Tipo centrifuge, de 3,200 ft3/min reales nominates y motor de 30 hp motor
Vaporizadores (2)
Tipo electricos, de 80 kW nominates
Camara de mezclado Recipiente de carbon al acero para el mezclado de aire y amoniaco
Rejilla de inyeccion
de amoniaco
Construccion de acero inoxidable, tuberia, valvula y boquillas.
Tuberia de suministro
de amoniaco
Tuberia para descarga y suministro de amoniaco; tubo de acero al
carbon: I pulgada de diametro, con valvulas y conexiones.
Vapor para soplar hollin Tuberia de suministro de vapor para los sopladores de hollin del reactor,
tubo de 2 pulgadas de diametro con valvula de control "enciende-apaga"
y conexiones de dren y venteo con valvulas.
Conductos del aire
Conducto del gas
de combustion
Conductos entre los sopladores de aire, la camara de mezclado y la rejilla
de inyeccion de amoniaco, acero al carbon, 14 pulgadas de diametro,
con dos deflectores mariposa de aislamiento y juntas de expansion.
Modificaciones a los conductos para instalar las modificaciones a los
reactores SCR, consistente en conductos aislados, mezcladores
estaticos, veletas y juntas de expansion.
Desviacion del Adicion de conductos para aumentar la temperatura del gas de
economizador combustion durante las cargas bajas, consistente de conductos aislados,
deflectores de control de flujo, mezcladores estaticos, veletas, juntas de
expansion y aberturas en el casco de la caldera.
Manejo de ceniza
Ventiladores de
tiro inducido
Extension de las modificaciones existentes al sistema de manejo de
ceniza: modificaciones consistentes de doce valvulas de compuerta,
doce valvulas de manejo de material, una valvula de segregacion y tuberia
de conduccion de ceniza.
Tipo centrifuge, 650,000 fP/min reales a 34 pulgadas de agua
manometricas y motor de 4,000 hp.
2-27
-------
Tabla 2.2. Lista de equipo principal para una aplicacion de RCS
ArticoSo
Deseripeion/Tamafio
Controles e
instrumentacion
Controles autosostenibles a base de microprocesadores para el sistema
SCR con retroalimentacion desde los controles de la planta para la unidad
de carga, emisiones de NOx, etc., incluyendo el analizadorde NOx,
dispositivos de monitoreo del flujo de amoniaco, dispositivos de
deteccion y alarma de amoniaco en el area del tanque y otra
instrumentacion diversa.
Suministros electricos Alambre electrico, estructura de tendido y conductos para conectar el
equipo nuevo y los controles al sistema existente de suministro
de la planta.
Equipo electrico
Cimentacion
Transformadorde servicio del sistema OA/FA/-60 Hz, 1,000/1,250 kVA
(65 EC)
Cimientos para el equipo y la tuberia/conductos, segun se requiera.
Acero estructural
Acero para accesar y soportar el reactor SCR y otro equipo,
conductos ytuberia.
Las aplicaciones de SCR en calderas grandes, generalmente requieren de uno a cinco tanques
con volumenes que varian desde 10,000 hasta 20,000 galones por tanque, para mantener suficiente
volumen para una a tres semanas de operation del SCR. El tamano del tanque de almacenamiento
de amoniaco puede disenarse para desde 3 a 30 dias de almacenamiento. El limite superior del
rango seria usado en la practica de un diseno conservador. Altemativamente, si los distribuidores
de amoniaco se localizan cerca y se consideran confiables, el dueno de la planta podria optar por
un tanque mas pequeno, con tamano disenado para pocos dias de
almacenamiento de amoniaco.
La solution acuosa de amoniaco es vaporizada al bombearla hacia el recipiente en el que se
mezcla con aire caliente. El aire del ventilador de dilution de aire es calentado en un calentador
electrico u otro intercambiador de calor (v.g., vapor). En la mayoria de las aplicaciones de
solution acuosa de amoniaco, la mezcla de aire-amoniaco deja el recipiente del vaporizador a
cerca de 300 °F. La energia de vaporization requerida para solution acuosa de amoniaco es
mucho mayor que la requerida para amoniaco anhidro, porque el agua en la solution acuosa de
amoniaco debe tambien vaporizarse.
Si se utiliza amoniaco anhidro, este se alimenta al vaporizador electrico por gravedad, y el
gas vaporizado es regresado al espacio de vapor del tanque de almacenamiento. El vapor es
extraido del espacio de vapor y entubado al mezclador aire/amoniaco. Altemativamente, el
amoniaco anhidro liquido es bombeado a un vaporizador y entubado al mezclador aire/amoniaco.
2-28
-------
El amoniaco (anhidro o en solution acuosa, diluido con aire a razon de 20:1 (aire:NH3), es
transportado a la rej ilia de inyeccion de amoniaco. La alta proportion de aire ayuda a asegurar un
buen mezclado de aire y amoniaco y mantiene a la mezcla por debajo del limite de inflamabilidad.
Inyeccion de Amoniaco
Para amoniaco, ya sea anhidro o en solution acuosa, la mezcla aire-amoniaco es dirigida a
traves de una rampa de balanceo de fluj o a la rej ilia de inyeccion de amoniaco (RIA), donde se
inyecta a presion. La rampa de balanceo de flujo consiste de medidores de flujo y valvulas
manuales para ajustar el fluj o a cada parte de la RIA.
La RIA consiste de una red de tubos o lanzas conectadas en paralelo y perforadas con
varios agujeros o boquillas. Las lanzas estan colocadas en una formation de rej ilia a traves de lo
ancho y alto del conducto. El tamano de las lanzas y los agujeros se disenan para distribuir el
amoniaco uniformemente en el gas de combustion. El angulo de atomizacion y la velocidad de
inyeccion controlan la trayectoria del amoniaco. Los inyectores estan expuestos a altas
temperaturas e impactos del gas de combustion, lo cual causa erosion, corrosion y degradation
de la integridad estructural. Por lo tanto, los inyectores generalmente se construyen de acero
inoxidable y se disenan para ser reemplazables. Pueden utilizarse zonas multiples de inyeccion
para aumentar la distribution de amoniaco.
El amoniaco puede inyectarse con un sistema de baja energia o de alta energia. Un
sistema de baja energia utiliza poco o nada de aire a presion, mientras que un sistema de alta
energia utiliza grandes cantidades de aire comprimido o de vapor para inyectar y mezclar
vigorosamente la solution con el gas de combustion. El sistema RIA en una caldera grande,
tipicamente utiliza sistemas de alta energia. Los sistemas de alta energia son mas caros de construir
y operar, puesto que requieren de un compresor mas grande, un sistema de inyeccion mas robusto
y consume mas energia electrica.
La distribution y el mezclado uniforme con el gas de combustion es critico para mantener
los niveles deseados de escabullimiento de amoniaco. Generalmente se corren modelos
numericos de fluj o y de fluj o de gas frio para la RIA y el sistema SCR, para asegurar mezclado y
dispersion uniformes antes de que los gases entren al reactor SCR. Si la longitud del conducto es
inadecuada para asegurar mezclado completo, o los resultados del estudio de modelacion indican
caracteristicas de mezclado pobre del gas, se pueden agregar dispositivos tales como veletas o
mezcladores estaticos de gas.
Una parte esencial de un sistema RIA es el controlador utilizado para regular la inyeccion de
amoniaco. La carga de la caldera, el NOx entrando y las temperaturas de entrada del gas posicionan
la senal de alimentation para establecer la razon de inyeccion de amoniaco base. Una senal de
retroalimentacion que mi da la concentration de NOx saliendo del SCR, es utilizada para baj ar la
razon de inyeccion de amoniaco base.
2-29
-------
Reduction Catalitica de NQX
La reduce!on catalitica de NO en un reactor SCR ocurre cuando el NO y el amoniaco en
X X J
el gas de combustion entran en contacto con las capas del catalizador. El catalizador mismo es un
componente clave del sistema SCR. La composition del catalizador, tipo (panal o placa) y
propiedades fisicas, afectan el funcionamiento, la confiabilidad, la cantidad de catalizador
requerido y el costo. Sin embargo, debido a que el proveedor del sistema SCR y el proveedor del
catalizador deben garantizar la vida y funcionamiento del catalizador, la mayoria de las
caracteristicas del catalizador son seleccionadas por el proveedor del sistema SCR.
2.2.5 Eqtiipo Auxiliar del Sistema .SO
Conductos de Entraday Salida del SCR
En instalaciones reconvertidas, se requiere de conductos nuevos para integrar el sistema
SCR con el equipo existente. En sistemas SCR alto en polvo, el reactor es colocado entre la salida
del economizador y la entrada al calentador de aire. En el SCR baj o en polvo, el reactor RCS se
coloca entre el conducto de salida del dispositive de control de particulados y el conducto de
entrada al calentador de aire. En el SCR al final, los empates de los conductos estan corriente
abajo del sistema de RIAy tambien requiere la integration del equipo de recalentamiento del gas
de combustion.
Conducto de Desviacion del SCR
Las operaciones de la caldera a cargabaja pueden disminuir la temperatura a la entrada del
SCR por debajo del rango de operation. Ademas, los arranques y paros de la caldera ocasionan
fluctuaciones drasticas de temperatura. Para estas condiciones de operation, puede requerirse
una desviacion para dirigir al gas alrededor de la camara del reactor. La desviacion previene
envenenamiento y ensuciamiento del catalizador durante los periodos en los que el SCR no esta
operando. Este sistema debe incluir deflectores de cero-fugas para proteger al catalizador de las
fugas del gas de combustion y de la desactivacion durante los paros del SCR. Un sistema de
desviacion puede tambien considerarse para operaciones estacionales del sistema SCR.
Sopladores deHollin
En calderas a carbon, usualmente se instalan sopladores de hollin en el reactor SCR para
remover particulados que pueden bloquear o enmascararlas superficies activas y los pasajes de
gas del catalizador. El soplado de hollin ayuda a mantener una caida de presion aceptable del gas
de combustion en el reactor SCR, manteniendo los pasajes de gas del catalizador libre de
particulas. Los sopladores de hollin tambien mantienen abiertos los pasajes de gas en el
calentador de aire y reducen por tanto la ciada de presion del sistema. Esto es especialmente
2-30
-------
cierto para reconversiones de SCR en las que el espaciamiento del plato del calentador de aire es
generalmente estrecho, haciendolo mas sensible a ensuciamiento o taponamiento por sales
de azufre-amoniaco.
Los sopladores de hollin retractables tipo rastrillo, los cuales utilizan vapor o aire para el
soplado, son utilizados en los disenos de SCR. Los sopladores de hollin se localizan tipicamente
sobre cada capa de catalizador. El soplado de hollin se realiza usualmente en una capa de
catalizador o parte de una capa de catalizador a la vez. El soplado del hollin de todas las capas del
catalizador toma entre 30 minutos y 2 horas, pero usualmente no se realiza frecuentemente.
En instalaciones SCR europeas, el soplado de hollin se realiza aproximadamente una o dos veces
porsemana[18].
Conducto de la Desviacion del Economizador
Aunque la reaccion de SCR ocurre dentro de una ventana de temperatura de 600°F a
750°F (320°C to 400°C), el catalizador para una aplicacion dada es disenado para un rango algo
mas estrecho, la temperatura a la salida del economizador a cargas de operation normales de la
caldera. Es esencial mantener la temperatura del gas de combustion dentro de la ventana
requerida para optimizar la reaccion de reduction de NOx. Cuando la temperatura del gas de
combustion a la salida del economizador disminuye porque la planta esta operando a cargas
reducidas, la temperatura puede aumentarse utilizando una desviacion del economizador.
Generalmente, el conducto de la desviacion del economizador tiene in deflector modulador
para regular la cantidad de flujo de gas caliente desviado que sera mezclado con el gas de
combustion mas frio a la salida del economizador. Entre mas baja sea la carga de la caldera, mas
se abre este deflector, admitiendo asi mas gas caliente. El conducto de salida del economizador
tambien necesita un deflector modulador para proporcionar suficiente presion atras, para permitir
que el volumen requerido de gas fluya atraves de la desviacion. Las principales consideraciones
de diseno para una desviacion del economizador incluye mantener la temperatura optima del gas
y asegurar mezclado uniforme de las dos corrientes de gas antes de entrar al reactor SCR.
Ventilador de Tiro Inducido (TI) Nuevo o Mejorado
Los nuevos conductos y las capas de catalizador del reactor RCS disminuye la presion del
gas. Para mantener la misma razon de flujo atraves de los conductos, se requiere energia adicional.
El ventilador de tiro inducido (TI) existente, puede no ser capaz de proporcionar el aumento
requerido de presion estatica. En tales casos, se instala un ventilador de TI nuevo o uno mej orado.
La cimentacion existente del motor y del ventilador tambien puede necesitar modificarse. El
reemplazo implica la instalacion de un ventilador o soplador nuevo. En todos los casos,
los sistemas SCR requieren energia electrica adicional para el ventilador de TI, equivalente
a aproximadamente 0.3 por ciento de la production de energia electrica de la planta. Refierase
a la Ecuacion (2.49) para una estimation mas precisa de las necesidades de energia
electrica adicional.
2-31
-------
2.2.6 Otras Consideraciones
Formacion de SQ^
Durante la combustion de combustibles con contenido de azufre se forma tri oxido de azufre
(SO3). Reacciona con el amoniaco en el gas de combustion corriente abajo del reactor
(escabullimiento de amoniaco), para formar bisulfato de amonio y sulfato de amonio. La cantidad
formada depende del contenido de azufre del combustible y de la cantidad de escabullimiento de
amoniaco. El bisulfato de amonio se condensa a medida que baja la temperatura de la corriente
de gas de combustion. Entonces se deposita sobre el catalizador del SCR y en los equipos
corriente abajo, tales como el calentador de aire, los conductos y el ventilador. Los limites de
escabullimiento de amoniaco son generalmente impuestos como parte de los requerimientos de
diseno del SCR para evitar impactos en el equipo corriente abaj o.
Hay varios metodos para limitar el impacto de la deposition de la sal de amoniaco-azufre.
Se pueden instalar sopladores de hollin entre las capas del catalizador para remover los depositos
superficiales, soplando aire o vapor a traves del catalizador. Puede requerirse mayor lavado
acido del precalentador de aire y de otro equipo para remover los depositos. Sin embargo, el
lavado acido mas frecuente genera agua residual adicional que debe disponerse o tratarse por la
planta. El contenido de azufre del gas de combustion puede disminuirse por el proceso de
desulfurizacion del carbon o cambiando de combustible. Finalmente, la temperatura del gas de
combustion puede aumentarse para prevenir condensation.
Las concentraciones elevadas de SO3 suben el punto de rocio del acido del gas de
combustion. Este fenomeno potencialmente conduce a mas corrosion en las superficies del
extremo frio del calentador de aire, si la temperatura del gas de combustion esta por debajo del
punto de rocio del acido. Para proteger contra esta posibilidad, las canastas del extremo frio del
calentador de aire pueden reemplazarse por canastas recubiertas con esmalte.
Los sulfatos de amonio tambien se depositan sobre la ceniza flotante. Un contenido de
amoniaco en la ceniza flotante mayor a 5 ppm puede resultar en desprendimiento de gas, lo cual
puede impactar la comercializacion de la ceniza flotante como un subproducto, y el
almacenamiento y disposition de la ceniza por confinamiento. [10] (Vease el Cap. 1 SNCR)
Formacion de Oxido de Arsenico
El oxido de arsenico (As2O3) formado durante la combustion de combustibles
conteniendo arsenico, causa desactivacion del catalizador al ocupar sitios activos en los poros.
Las calderas a carbon son particularmente susceptibles a envenenamiento con arsenico. Puede
inyectarse caliza (CaCO3) en el gas de combustion para generar el Ca3(AsO4)2 solido, el cual no
se deposita sobre el catalizador y puede ser removido del gas de combustion conun precipitador.
2-32
-------
Reconversion Contra DisenoNuevo
La reconversion a SCR en una caldera existente, tiene costos de capital may ores que un
SCR instalado en un sistema de caldera nuevo. La magnitud del diferencial de costo es una
fund on de la dificultad de la reconversion. Una gran parte de los costos de capital no se impactan
por la reconversion, incluyendo los costos del equipo de almacenamiento, vaporization e
inyeccion. El aumento en el costo es debido principalmente a las modificaciones de los conductos
existentes, al costo de acero estructural y de construction del reactor, a los costos del equipo
auxiliar, tal como ventiladores adicionales y costos de ingenieria. Ademas, se puede requerir
bastante demolition y relocalizacion del equipo para proporcionar espacio para el reactor. Estos
costos pueden dar cuenta de mas del 30% de los costos de capital asociados con SCR [9]. Los
costos de reconversion para calderas de tubos de humo de fondo humedo o de ciclon, son algo
mas altos que los costos de reconversion para calderas de fondo seco o con quemador tangencial.
[4]. El diferencial de costos de la reconversion paraRCS en Alemania es aproximadamente 200
$ ^oiMMBtu/hr (20 $/kW) [4].
Diseno y Configuration de la Unidad de Combustion
El tamano de la caldera es uno de los factores principales que determinan los costos de
capital del sistema SCR. Ademas, la configuration de la caldera influye los costos del SCR. Las
configuraciones de calderas que dividen el flujo de gas de combustion para dos o mas
precalentadores de aire y/o sistemas de remocion de particulados, requieren mas de un reactor
SCR. Los reactores adicionales aumentan sustancialmente los costos de capital. Las operaciones
de calderas que tienen cargas variables de operation, paros y arranques frecuentes u operaciones
estacionales, requieren de una desviacion del SCR. Los conductos, deflectores y sistemas de
control adicionales, aumentan los costos de capital del sistema SCR. El sistema SCR puede
requerir modificaciones a los ventiladores de tiro y/o instalacion de ventiladores adicionales. Esto
aumenta ambos costos de capital y de operation del sistema SCR. Ademas, pueden requerirse
modificaciones a la caldera y a los conductos como protection contra el colapso para acomodar
may ores requerimientos de tiro. [9]
Fuente de Combustibles
Las calderas industriales utilizan carbon, destilados, combustoleo y gas natural. El tipo y
grado de combustible afecta el diseno del SCR y por lo tanto, los costos de capital del sistema
SCR. Los combustibles con alto valor calorifico tienen razones de flujo mas altas, lo cual a su vez,
resulta en un aumento del tamano del reactor y del volumen del catalizador requeridos.
Las aplicaciones que queman carbon son mas costosas que las calderas a destilado o combustoleo,
debido a sus razones de flujo de gas de combustion mas altas. [9]
La cantidad de nitrogeno, cenizas flotantes y contaminantes en la corriente de gas de
combustion, varian de acuerdo al tipo y grado del combustible. Esto afecta al volumen requerido
del catalizador asi como al diseno, composiciony razon de desactivacion del catalizador. El gas de
2-33
-------
combustion del carbon contiene mayores cantidades de cenizas flotantes, dioxido de azufre, trioxido
de azufre, arsenico y otros contaminantes traza, que el combustoleo y el gas natural. El gas natural
es el combustible mas limpio y contiene la menor cantidad de nitrogeno, por lo tanto, quemar gas
natural resulta en las cantidades mas baj as de NOx y de contaminantes en la corriente de gas de
combustion. La cantidad de nitrogeno y de contaminantes en fuentes de combustibles pesados
varia con el tipo y grado del combustible, ya sea refinado o residual.
Modelado de un Sistema SCR
Como parte del proceso de diseno del SCR, se corren modelos de cinetica quimica y
dinamica de fluidos por computadora (DFC) (Ver el Capitulo 1SNCR). Ademas de la DFC y de
los modelos de cinetica quimica, generalmente se requiere modelado tridimensional del fluj o fisico,
tambien conocido como delado de fluj o en frio. El modelado de fluj o en frio asegura que el fluj o
a traves del reactor SCR proporcione el tiempo de residencia adecuado, alcance mezclado
uniforme del gas de combustion y del amoniaco, minimice las velocidades lineales para prevenir
erosion del catalizador y minimice la caida de presion a traves de las capas de catalizador. Implica
construir un modelo del sistema de inyeccion de amoniaco, del area de mezclado y de la camara
del reactor. En una configuration de alto polvo, esto implica modelar desde la salida del economizador
hasta la entrada al calentador de aire. Las escalas tipicas de modelado varian desde una razon de
1:10 hasta una razon de 1:12 para calderas grandes de termoelectricas.
2.3 Parametros de Diseno
El diseno del sistema SCR es una tecnologia patentada. Los detalles amplios de la teoria y
las correlaciones que pueden usarse para estimar los parametros de diseno, tales como el
volumen requerido del catalizador, no estan publicados en la literatura tecnica. [4]. Ademas, el
diseno es altamente especifico del sitio. A la luz de estas complejidades, el diseno del sistema
SCR se realiza generalmente proporcionando todos los datos especificos de la planta y de la
caldera al proveedor del sistema SCR, quien especifica el volumen requerido del catalizador y
otros parametros de diseno en base a experiencias previas y a dinamica de fluidos por
computadora y a modelado de cinetica quimica. [ 1 ]
En esta section se presenta paso a paso, un enfoque para estimar los parametros de diseno
en base a un procedimiento desarrollado en el reporte borrador de la EPA, Selective Catalytic
Reduction for NOx Control on Coal-fired Boilers (Reduction Catalitica Selectiva para el Control
de NOx en Calderas a Carbon) [1]. Este procedimiento supone que el tamano y el costo del
sistema SCR estan basados en tres parametros principales: el tamano de la caldera o suministro
de calor, el nivel de reduction requerido de NOx, y el volumen del catalizador. El enfoque para
disenar el tamano del SCR descrito en esta section, se basa en los volumenes de catalizador para
un caso base y varios casos sensibles desarrollados para soportar los
procedimientos de estimation de costos en laReferencia [1]. Aunque este enfoque estabasado
2-34
-------
en datos de SCR para calderas de plantas termoelectricas, proporciona la suficiente exact!tud y
detalle para desarrollar las estimaciones de costos de capital y anual para SCR aplicado
a calderas industrials.
Suministro de Calor de la Caldera
El parametro principal para la estimation de costos en la metodologia presentada en la
referencia [ 1 ], es la liberation potencial maxima de calor de la caldera o razon de suministro de
calor, QB, expresada QnMMBtu/hr (millones de unidades termicas inglesas por hora). Se obtiene
del high heating value -HHV(valor calorifico alto, VGA) del combustible, QnBtu/lb (Btu por
libra), multiplicado por la maxima razon de consumo de combustible en Ib/hr (libras por hora), »}„„,,:
QB =HVmJuel (2.3)
en donde en la Tabla 2.3 se presentan los CCA para varios carbones.
Tabla 2.3: Valores Calorificos Altos para Varios Carbones
Tipo de Carbon Contenido Energetic© (Btu/lb)
Lignita 5,000-7,500
Sub-bituminoso 8,000-10,000
Bituminoso 11,000-15,000
Antracita 14,000
Si la caldera genera electricidad, entonces su suministro de calor puede ser estimado
utilizando la boiler net plant heat rate -NPHR (razon neta de calor de la planta de la caldera):
QB=BUWNPHR (2.4)
en donde C^ es la capacidad de la caldera en megawatts (MW) a carga total . Notese que si no
se conoce la NPHR (v.g. , una unidad de cogeneracion), puede usarse un valor de 9,500 Btu por
kilowatt-bora (Bto/kWh) como una estimation razonable. Utilizando este valor, entonces la razon
de suministro de calor, QB, is:
MMBJU _ r MMBJU
2-35
-------
Factor de Capacidad del Si sterna
El factor total de capacidad del sistema, FCtotal, es una medida del uso anual promedio de
la caldera en conjunto con el sistema RCS. El FCtotal esta dado por:
CFtotal = CFplant CFSNCR (2.6)
Para calderas industrials, el factor de capacidad de la caldera, FC lanta, es la razon de la cantidad
real de combustible quemado anualmente a la cantidad potencial maxima de combustible quema-
do anualmente, en libras. El FC , t esta dado por:
5 planta ~
actual mfuel
plant ~
maximum m fuel
El SCR puede ser operado todo el ano o solamente durante la estacion especificada de ozono. El
factor de capacidad del sistema SCR, FCRCS, es la razon del numero real de dias de operation del
SCR, tRCS, al numero total de dias por ano:
CFSCR = (2.8)
NOx No Controlado y NOxde la Chimenea
El NO , no controlado, representado comoTVD . , es la concentration deNO en el gas de
X5 51- j^rf x CJ
combustion despues de cualesquier reduction proporcionada por los controles de la
combustion, pero antes del sistema de SCR. La concentration del NOx no controlado, obtenida
de analizar la corriente de gas de combustion, se da generalmente en Ib/MMBtu (libras de NO2
El NOx, de la chimenea, representado como TVO^, es el limite de emision requerido de
NOx a la salida de la chimenea. Se fij a generalmente por la planta o por limites regulatorios y
tambien esta dado en Ib/MMBtu [1].
Eficiencia de Remocion de NQX
La eficiencia de remocion deNOx , representada como rjNOx, se determina del nivel deNOx
no controlado de la caldera a la razon maxima de suministro de calor, FC , = 1 .0, y del limite de
' plant ' J
emision requerido de la chimenea.
2-36
-------
La ecuacion para la eficiencia de remocion de NOx esta dada por:
NO,
Relaciones Esteauiometricas Reales
(2.9)
La Actual Stoichiometric Ratio - ASR (Relacion Estequiometrica Real), indica la
cantidad real de reactive necesaria para alcanzar la reduce!on de NOx buscada. Los valores
tipicos de ASK son mayores que los valores teoricos debido a la complejidad de las reacciones
que involucran al catalizador y mezclado limitado. Los valores altos de ASK resultan generalmente
en una mayor reduce! on de NOx. La ASR es un parametro importante en el diseno de un sistema
de SCR, porque establece el uso de reactivo del sistema de SCR. La ASR esta definida por:
ASR =
moles de NH 3 equivctlente inyectctdo
moles de NO no controlado ^ ' '
Para propositos de estimation, las moles de NOx son equivalentes a las moles de NO2. Notese
que las moles de NH3 equivalente en la Ecuacion 2.10, son las moles de NR3 que seran liberadas
por el reactivo. Cuando se utiliza amoniaco como reactivo, las moles equivalentes de NH3
inyectado son iguales a las moles de amoniaco inyectado.
En un diseno desarrollado por un proveedor del sistema, \aASR seria ajustada para tomar
en cuenta la temperatura, el tiempo de residencia, el grado de mezclado, la actividad del
catalizador y el escabullimiento de amoniaco permitido para una caldera especifica. Ninguna
ecuacion estaba disponible para estimar \aASR para la SCR. El valor de la ASK en un sistema de
SCR tipico es aproximadamente:
ASR=l.Q5 (2.11)
Este valor incorpora margenes de diseno para el escabullimiento de amoniaco y la pequena
cantidad de NO2 en el gas de combustion de la caldera que requiere dos moles de NH3 por mol
de NO2 en lugar de una mol de NH3 por mol de NO, tal como se muestra en la Ecuacion 2.1.
Razon de Flujo de Gas de Combustion
La razon de flujo de gas de combustion a carga completa, incluyendo el margen tipico de
diseno de 5 a 15 por ciento, es usada para disenar el tamano de los reactores de SCR y el
inventario del catalizador asociado. Esta razon de flujo debe obtenerse de datos de pruebas o por
calculos de combustion.
2-37
-------
Si los datos de razon de fluj o no estan disponibles, puede calcularse una aproximacion de
la razon de fluj o de gas de combustion para cada uno de los reactores de SCR. La estimation de
la razon de flujo volumetrica debe basarse en la temperatura de operation del gas esperada a la
entrada de la SCR. La ecuacion para la razon de fluj o volumetrica es :
q^Q, (460 + r)
(2.12)
en donde nRCS es el numero de camaras de los reactores de SCR y qcomb es la razon de flujo
volumetrico del combustible de la caldera.
La razon de flujo del combustible qcomb, esta basada en los calculos de combustion utilizando
combustibles tipicos, parametros tipicos de la caldera (v.g., 20% de exceso de aire), y presion
tipica del gas de combustion de la SCR (-10 pulgadas de agua manometricas) [20]. En la Tabla
2.4 se presentan valores estimados de qcomb para varios tipos de carbon.
Tabae 2.4: Valores Estimados de Razon de Fluj o Volumetrico para Varios Carbones
Tipo de Carbon Valor estimado de qcomh
(fP/min-MMBtu/hr)
Bituminoso 484
Cuenca del Rio Powder 516
Lignita 547
Notese que en general, el numero de reactores, nRCS> es especifico del sitio. Tipicamente
se requiere un reactor de SCR por unidad de caldera en el diseno de sistemas alto en polvo. Sin
embargo, dos reactores de SCR pueden ser necesarios para tratar el gas de combustion de una
caldera equipada con dos precalentadores de aire. Los disenos de sistemas desarrollados para
los casos base y sensible de este informe, usan un reactor. Se espera que los costos a nivel de
estudio de un sistema de dos reactores scan similares al costo de un sistema de un reactor
correspondiente, porque los costos del catalizador, del amoniaco, de la desviacion del economizador
y del ventilador de TI son escencialmente identicos.
Velocidad de Espacio y Velocidad de Area
La velocidad de espacio se define como el inverse del tiempo de residencia, dado por la ecuacion:
V
1
space
Tiempo de Residencia
2-38
(2.13)
-------
La velocidad de espacio se calcula a partir de la razon de fluj o volumetrica del gas de combustion,
medida experimentalmente a la entrada del reactor, representada por q ascombs, y del volumen del
reactor, representado como Volreactor, dado por la ecuacion:
_ "flue gas
' space ~ (2.14)
Los disenadores y proveedores del sistema de SCR utilizan el concepto de velocidad de
area , V&rea, paratomar en cuenta que la reaccion se limita a los sitios activos del catalizador. La
velocidad de area se calcula a partir del area superficial especifica del catalizador por volumen del
catalizador, A .. , en la siguiente ecuacion:
5 especijica1 °
(2.15)
specific
El Aespedfica esta dada en unidades de Iongitud2/longitud3 y debe ser proporcionada por el
fabricante del catalizador.
Eficiencia de Remocion de NQX
La eficiencia de remocion de NOx, representada como rjNOx, se determina a partir de los
valores de los limites de emision no controlados y los requeridos de la chimenea para carga base
o carga completa, utilizando la siguiente ecuacion:
r\NOSR (l-ea) (2.16)
en donde NOxout es el nivel de NOx requerido en la chimenea. La eficiencia requerida de remocion
deNOx esuno de los parametros mas influyentes en el costo total del sistema deSCR [9].
La siguiente ecuacion teorica permite la estimation de la eficiencia de remocion de NOx,
rjNOx, en base a la constante de actividad del catalizador, Kcatajizador, aun tiempo determinado, t [1].
La eficiencia teorica de remocion de NO es:
(2.16a)
space
en donde ambas, Kcatalizador y Aes edfica son proporcionadas por el fabricante del catalizador.
2-39
-------
De acuerdo a esta ecuacion, la eficiencia de remocion de NOx aumenta con aumentos en
la razon NEL/NC^ y disminuciones de la velocidad de espacio (v.g., aumentando el volumen del
catalizador para un razon de flujo de gas dada). Ademas, la ecuacion muestra que a medida que
la actividad del catalizador decrece con el tiempo, la remocion de NOx tambien decrece.
El escabullimiento de amoniaco en partes por mill on por volumen, puede calcularse del
valor de T]NOx, utilizando la ecuacion [14]:
Escabullimiento = \ASR - r]NO j (2.17)
Volumen del Catalizador
El volumen teorico del catalizador requerido por el sistema de SCR, se basa en los
factores discutidos en la Seed on 2.2 Description del Proceso. La ecuacion 2.17 puede rearreglarse
para determinar el volumen teorico del catalizador. [8]. Substituyendo la definition de velocidad
espacio en la Ecuacion 2.17, el volumen del catalizador esta dado por:
/
" fluegas
\
In
\i (HI]
l~\ ASR
V / Jy
"Ol catalyst v- A
catalyst specific
En la Referencia [ 1 ] se desarrollo una ecuacion empirica como una funcion de varias variables
de sensibilidad. Las variables de sensibilidad fueron determinadas a partir de las
estimaciones del volumen del catalizador obtenidas del proveedor del catalizador para casos base
y de sensibilidad. Se desarrollaron entonces factores de ajuste para estas variables utilizando
tecnicas de regresion.
La ecuacion empirica para el volumen de catalizador esta dada a continuation:
Volcatalyst = 2.81 QB r\ad] SHPadj NO^ Sadj -^- (2.19)
y los factores de ajuste incluyen:
• Factor de ajuste de la eficiencia de NOx:
^.=1.058^+0.2869 (2.20)
2-40
-------
• Factor de ajuste de NOx para NOx a la entrada:
NOX =0.3208 NOX +0.8524 (221)
adj in V • /
Factor de ajuste de escabullimiento de amoniaco para escabullimientos de
amoniaco entre 2 y 5 ppm:
Escabullimiento^. = -0.0567 Escabullimiento+1.2835 (2.22)
Factor de ajuste de azufre en el carbon:
Sfl4, =0.04555 +0.9636 (2.23)
en donde S es el contenido de azufre del combustible en fraction en peso.
El factor de ajuste de la temperatura para temperaturas de gas distintas a 700°F:
Tadj =(2.74xlO"5 T2)-(0.03937 j) +15.16 (2.24)
en donde T es la temperatura del gas de combustion a la entrada del reactor en grados
Fahrenheit (°F).
Dimensiones del Reactor de SCR
El tamano del area de section transversal del reactor de SCR se disefia para la razon de
flujo del gas de combust on y la velocidad superficial. Un valor tipico de la velocidad superficial es
16 pies por segundo. Utilizando este valor para la velocidad, la ecuacion para el area de section
transversal del catalizador esta dada por
" fluegas
A catalyst = ^T^ (2-25)
El area de section transversal del reactor de SCR es aproximadamente 15 por ciento mas grande
que el area de section transversal del catalizador para tomar en cuenta la geometria del modulo
y los accesorios.:
ASCR =1-15 Acatalyst (2.26)
2-41
-------
Las dimensiones reales del SCR dependen del arreglo del modulo en la capa del
catalizador. Las dimensiones tipicas de section transversal de un modulo son 3.3. pies de ancho
por 6.6 pies de largo. Por lo tanto, las dimensiones del plan del SCR son multiples aproximados
de estas dimensiones. Dependiendo del numero de modules a lo ancho y a lo largo, el reactor de
SCR puede ser cuadrado o rectangular.
Para los propositos de este informe, el reactor de SCR puede tratarse como cuadrado. Los
costos de selection son validos para reactores de SCR rectangulares, siempre que la relation de
esbeltez (la longitud dividida por la anchura), no sea muy grande. Las relaciones de esbeltez
industrials normales estan entre 1.0 y 1.5. paraun reactor cuadrado, la longitud, /, y el ancho, w,
se estiman por:
(2.27)
Primero se estima un valor inicial para el numero de capas de catalizador. Esta estimation se
comprueba entonces, calculando la altura de cada capa de catalizador. La estimation inicial del
numero de capas de catalizador puede determinarse a partir del volumen de catalizador, el area de
section transversal del catalizador y estimando la altura del elemento del catalizador. Una altura
nominal para el catalizador, h 'ca a, es 3.1 pies. Una primera estimation del numero de capas de
catalizador, n , es:
7 capa7
* °^ catalyst
layer catalyst
(2.28)
TEste valor de n se redondea entonces al entero mas cercano. Ademas, deben de haber al
rnnn ~
capa
menos dos capas de catalizador.
La altura de cada capa de catalizador se calcula utilizando el numero estimado de capas.
Esto debe resultar en que la altura de una capa de catalizador, h , este dentro del rango industrial
capa5
normal de 2.5 a 5.0 pies. La altura de una capa de catalizador se calcula de la siguiente ecuacion:
" ° I catalyst
hlayer =
layer catalyst
l(ft) (2.29)
en donde se agrega 1 pie para tomar en cuenta el espacio requerido por encima y por debaj o del
material del catalizador para el ensamble del modulo.
El numero de capas de catalizador calculadas arriba no incluye capas vacias de
catalizador para la instalacion de catalizador a futuro. Se recomienda una capa vacia de
2-42
-------
catalizador para usarla con un plan de manejo de catalizador. El numero total de capas de
catalizador incluye todas la capas vacias de catalizador que seran instaladas.
n total = "layer + «entpty (230)
La altura del reactor de SCR, incluyendo las capas iniciales y futuras de catalizador, la capa
rectificadora de fluj o, el espacio para los sopladores de hollin y el cargado del catalizador, pero
excluyendo los conductos y tolvas de entrada y salida, se determina de la ecuacion:
c2 (2.31)
en donde las constantes se basan en practicas industrials comunes de c1 = 1 y c2 = 9.
Estimation del Consumo de Reactivo y el Tamano del Tanque
La razon de consumo de reactivo o razon de flujo masa del reactivo, mreactim , expresada
generalmente como Ib/hr (libras por hora), puede calcularse utilizando:
NOIm QB NSR ^ Mreagent
reagent ~ ir np (2.32)
M OA ^- '
en donde Mreactivo es el peso molecular del amoniaco (17.03 gramos por mol) jMNOx es el peso
molecular del NO2 (46.01 gramos por mol). Se usa el peso molecular del NO2 porque las
emisiones de NO , NO . , estan dadas en Ib/MMBtu de NO..
x5 xir? 2
Para el amoniaco, la razon de flujo masa de la solucion acuosa del reactivo, msol ,
esta dada por:
reagent
L
ol
(2.33)
en donde Csol es la concentration de la solucion acuosa de reactivo en peso.
La razon de flujo volumetrico de la solucion, qsol, expresada generalmente como gal ones
por hora (gph), es:
sol
Vsol
2-43
-------
en donde psol es la densidad de la solution acuosa del reactivo en libras por pie cubico, 56.0 lb/
ft3 para una solution de amoniaco al 29% a 60 °F. El volumen especifico de una solution de
amoniaco al 29% a 60°F es 7.481 gal/ft3.
El volumen total almacenado en el tanque, o tanques, estabasado en el volumen que requiere
el sistema de SCR para operar por un numero especificado de dias. El volumen
almacenado en sitio para el numero de dias de operation, t, es:
Volumen del Tanque = qsol t (2.35)
Notese que el volumen del tanque tipicamente esta basado en operation a carga completa, de
modo que el factor de capacidad no esta incluido en la Ecuacion 2.36. Un requerimiento comun
de almacenamiento en sitio es para 14 dias de operation del SCR.
2.4 Analisis de Costos
La metodologia de estimation de costos presentada aqui, proporciona una herramienta
para estimar costos a nivel estudio para sistemas de SCR alto en polvo. La selection real de la
option mas efectiva en costos debe basarse en un estudio detallado de ingenieria y en cotizaciones
de costos de los proveedores del sistema. Los costos presentados aqui estan expresados en
dolaresde!998.
Las ecuaciones para estimaciones de costos presentadas en esta section se basan en
ecuaciones desarrolladas por The Cadmus Group, BechtelPower, Inc. y SAIC en el informe
borrador de la EPA , Reduction Catalitica selectiva para el Control de NOx en Calderas a
Carbon. [1]. Estas ecuaciones siguen la metodologia de costos del Electric Power Research
Institute (EPRT)[23]. En el metodo del EPRI, ambos costos, el costo de equipo comprado
(CEC) y el costo indirecto de instalacion se estiman juntos. Esta metodologia es diferente a la del
EPA Air Pollution Control Cost Manual (Manual de Costos de Control de la Contamination
del Aire de EPA), la cual estima separadamente los costos de equipo y los costos de instalacion.
Debido a la disponibilidad limitada de datos de costos de equipo y de datos de costos de
instalacion, las ecuaciones para los costos de capital de la SCR no fueron reformuladas.
Las ecuaciones del costo anual y de capital fueron desarrolladas para calderas de tubos de
humo, tangenciales para generation de electricidad e industrials, con razones de suministro de
calor que varian desde 25QMMBtu/hr a 6QQQMMBtu/hr (25 MW a 600 MW). El diseno del
sistema de SCR es una configuration de alto polvo con un reactor de SCR por unidad de
combustion. Utiliza amoniaco anhidro como el reactivo con un escabullimiento de amoniaco
permitido en el rango de 2 a 5 ppm. El catalizador es un panal de ceramica con una vida de
operation de 3 afios a operaciones de carga completa. Las ecuaciones de costos son suficientes
2-44
-------
para eficiencias de reduce!on de NOx de hasta 90%. Se incluye un factor de correction para una
instalacion nueva contra una instalacion reconvertida, para ajustar los costos de capital. [1]
La information de costos presentada en este informe se basa en el uso de catalizador de
panal de ceramica para el caso base. En general, se requiere mas volumen de catalizador para un
sistema de SCR que utiliza un catalizador de plato, aunque el costo unitario del catalizador de plato
es menor que para el de panal. Asi, se espera que cualquier diferencia en costos de capital este
dentro de la exactitud de una estimation de costos a nivel estudio.
Este informe esta basado en un sistema de SCR de alto polvo, porque es el diseno mas
comun. Una configuration de baj o polvo costaria algo menos porque el volumen requerido del
catalizador es menor y en el reactor de SCR no se requieren tolvas para las cenizas.
La metodologia de costos es valida para un sistema de SCR de baj o polvo porque se espera que
las reducciones de costos esten dentro del rango de incertidumbre de los costos a nivel estudio.
Los costos para el arreglo al-final, sin embargo, no pueden estimarse a partir de este informe,
porque son suficientemente mas grandes que los de los sistemas de SCR alto en povlo, debido a
los requerimientos de recalentamiento del gas de combustion.
2.4.1 Inversion de Capital Total
La Total Capital Investment - TCI (Inversion Total de Capital) incluye los costos
directos e indirectos asociados con la compra e instalacion del equipo de la SCR. Los costos
incluyen el equipment cost-EC (costo del equipo) para el sistema de SCR mismo, el costo del
equipo auxiliar, los costos de instalacion directos e indirectos, costos adicionales debido a la
instalacion, tales como por remocion de asbesto, costos para la construction y la preparation del
sitio, establecimientos fuera del sitio, terreno y capital de trabaj o. En general, la SCR no requiere
de edificios, preparation de sitio, establecimientos fuera de sitio, terreno ni capital de trabaj o.
Una discusion mas detallada de los costos de capital se puede encontrar en la Section 1, Capitulo
2 de este Manual.
Costos Directos de Capital
Los direct capital costs-DC (costos directos de capital) incluyen los purchased equipment
costs -PE (costos de equipo comprado), tal como del equipo del sistema de SCR, instrumentation,
impuestos sobre venta y fletes. Esto incluye costos asociados con mediciones de campo, modelado
numerico y diseno del sistema. Tambien incluye los costos directos de
instalacion, tales como los del equipo auxiliar (v.g., conductos, ventiladores, compresor),
cimentaciony soportes, manejoy levantamiento, instalacion electrica, tuberia, aislantes, pinturay
remocion de asbestos. En la Tabla 2.2 se presenta una lista de los requerimientos de equipo y de
instalacion para un sistema de SCR alto en polvo a base de solution acuosa de amoniaco.
2-45
-------
La ecuacion del costo directo de capital esta basada en datos para una caldera
representativay varies casos sensibles. [2]. La ecuacion de los costos directos de capital incluyen
el efecto de los parametros especificos de diseno en el costo de la SCR a traves de usar factores
de ajuste. Los factores de ajuste estan basados en correlaciones de casos sensibles como
funciones del volumen del catalizador, altura del reactor y razon de flujo de amoniaco. [2]. Los
parametros de diseno y su efecto en la ecuacion del costo de capital se enlistan a continuation:
• Remocion de NOx (volumen del catalizador);
NOx a la entrada (volumen del catalizador);
• Escabullimiento de amoniaco (volumen del catalizador);
Contenido de azufre en el carbon (volumen del catalizador);
• Temperatura del gas de combustion (volumen del catalizador);
Plan de manej o del catalizador (cost del reactor de SCR);
• Planta nueva contra reconvert!da (costo de los conductos, acero estructural y
cimentacion); y
• Con y sin desviacion de la SCR, v.g., para operaciones estacionales (costo de
los conductos)
La ecuacion para los costos directos de capital (DC) incluyendo los factores de ajuste
endolares, es:
DC = 0,
53,380
- f(hSCR) + f(NH^rate} + f(new) + /(bypass]
3500
(2.36)
Notese que en la ecuacion del costo de capital solamente el factor del volumen del catalizador no
esta multiplicado por el factor de escalamiento del suministro de calor de la caldera (3500/<2B)°-35.
El costo de capital en $/ft3 esta basado simplemente en el volumen del catalizador utilizado y no
incorpora una economia de escala. Los factores de ajuste de los parametros de diseno estan
dados en las ecuaciones listadas a continuation:
Ajuste para la altura del reactor de SCR:
/(**«) =
56.12
ft-MMBtu
hr
'SCR
5187.9
/MMBtu
\ hr
(2.37)
2-46
-------
Ajuste para la razon de flujo de amoniaco:
/ \ I $411 mreag\ $47.3
WH'rate>=\!blh; ~QT\-'(m^\ (2.38)
hr
Ajuste para la instalacion de SCR en una planta nueva.
para una reconversion
~
a 240 $/ft3 para un catalizador de panal de ceramica.
2-47
-------
Costos de Capital Indirectos
Los costos de instalacion indirectos son aquellos asociados a la instalacion y erection del
equipo de control del sistema pero que no contribuyen directamente al capital fisico de la
instalacion. Esto generalmente incluye los costos de los establecimientos generates y de ingenieria,
tales como los de construction y los honorarios del constructor, costos de preproduccion como
los de arranque y prueba, capital en inventario y cualquier costo del proceso y de contingencia del
proyecto. Tal como se explica en la Introduction en la Section 1 del Manual, a la estimation de
los costos de capital directos se le aplican los valores promedio de los factores de instalacion
indirectos para obtener los valores de los costos de instalacion indirectos. Estos costos son
estimados como por ciento de la TCI. Las ecuaciones de los costos de instalacion indirectos se
presentan en la Tabla 2.5.
Tabla 2.5. Factores del Costo de Capital para Aplicacion de SCR
Description Dato o Formula
Tamano de la Caldera (MMBtu/hr)
Eficiencia de Remocion de NOx
Ano Base del Costo
QB
ONOx
Diciembrede1998
Costos de Capital Directos Totales ($)
A (ver ecuaciones en el texto)
Costos de Instalacion Indirectos
Establecimientos Generates ($) 0.05 x A
Cargosde Ingenieria yde la Casa Matriz($) 0.10 * A
Contingencias del Proyecto ($) 0.05 x A
Costos de SnstaSaeion Sndireetos TotaSes ($)
B = Ax (0.05 + 0.10 + 0.05)
Contingencias del Proyecto ($)
B)xQ.l5
Costo Total de la Planta ($)
B+C
Reserva para Fondos Durante la Construccion ($)
Reserva por Regalias ($)
Costos de Preproduccion ($)
Capital del Inventario* ($)
Catalizadory Substancias Quimicas Iniciales ($)
E = 0 (Supuesto para SCR)
F = 0 (Supuesto para SCR)
G = 0.02 x (D + £)
H = Volreactivo (gal) x Costo reactivo ($/gal)
I = 0 (Supuesto para SCR)
Total Capital Investment (TCI) ($)
TCI =
E+F+G+H+I
* Costo del amoniaco almacenado en el sitio, v.g., el primer llenado de los tanques del reactivo
2-48
-------
El costo de capital initial incluye el costo del volumen initial del reactive, en donde RC es
el reagent cost (costo del reactivo) en $ por galon, dado por la ecuacion:
Costo de Capital Inicial = Vol t RC (2.44)
2.4.2 Costos Totales Amiales
Los total annual costs - TAC (costos totales anuales) consisten de los costos directos,
costos indirectos y recuperation de creditos. Los costos directos anuales son aquellos
proporcionales a la cantidad de gas residual procesado por el sistema de control. Los costos
indirectos (fijos) anuales, son independientes de la operation del sistema de control y se incurriiia
en ellos aun si fuera apagado. No se incluye la recuperation de creditos por subproductos,
porque no hay subproductos vendibles generados en la SCR [2]. En las siguientes secciones se
discuten cada uno de estos costos. Una discusion mas detallada de los costos anuales puede
encontrarse en la section 1, Capitulo 2 de este Manual.
Los parametros de diseno son estimados utilizando la razon anual maxima de suministro
de calor de la caldera, para asegurar el diseno adecuado del tamano del sistema de SCR. Los
costos anuales son calculados utilizando la razon promedio de suministro de calor de la caldera y
del sistema de SCR, utilizando el FCtotal. Esto asegura que los costos se basen en las condiciones
actuates de operation en vez de en el caso de diseno.
Costos Directos Amiales
Los direct annual costs - DAC (costos directos anuales) incluyen a los costos variables
y fijos. Los costos directos variables anuales toman en cuenta la compra del reactivo y de energia
electrica. Los costos directos semivariables anuales incluyen a los costos de mano de obra de
operation y de supervision, de mantenimiento y de reemplazo del catalizador. Estos costos de
discuten individualmente mas adelante. Las ecuaciones para estos renglones de costos variables
fueron derivadas en la Referencia [ 1 ].
Los costos de operation tambien resultan de pequenas disminuciones de la eficiencia de
la caldera debido a la operation de la desviacion del economizador. La operation de la
desviacion del economizador depende de la razon de fluj o del gas desviado a cargas completa y
parcial y del factor de capacidad de la caldera. Se incurre en otro costo de operation por el
vapor o la energia electrica utilizados para el aire comprimido, tal como se requiere para la
operation relativamente infrecuente de los sopladores de hollin. Por lo tanto, no se discuten
enesteinforme.
I Costo | | Coston | | Costo j / Costal \ I Costo
DAC =\ Anual de + Anual de + Anual de + Anual de + Anual de I (245)
\MantenimientoJ \ Reactive J \Electricidad J
2-49
-------
Mano de Obra de Operation y de Supervision
El reactor de SCR es un dispositive estacionario sin partes en movimiento. Ademas, el
sistema de SCR incorpora solo unas pocas piezas de equipo rotatorio (v.g. bombas, motores,
etc.). For lo tanto, el personal existente de la planta puede operar la SCR desde un cuarto de
control existente. En general, la operation de un sistema de SCR requiere ninguna mano de obra
de operation o de supervision adicional.
Mantenimiento
Se supone que la mano de obra de mantenimiento y los costos de materiales anuales,
incluyendo la reposition de la punta de las boquillas de los inyectores, son 1.5% de la inversion de
capital total (TCI) en dolares. La ecuacion esta dada por:
Costo Anualde Mantenimiento = 0.015 TCI (2-46)
Consumo de Reactivo
El costo anual por la compra de amoniaco se estima utilizando la razon de fluj o volumetrico
del amoniaco, el factor de capacidad y el costo del reactivo en dolares por gal on, Costoreactivo:
Costo Anual de Reactivo = qreagent Costreag top (2.47)
8760 hr
tops = CFplant ^ (2.47a)
Servicios
El consumo de energia electrica en kilowatts se estima para el equipo de SCR, la
vaporization de amoniaco y la potencia adicional para el ventilador de TI [1]. Se basa en la
regresion lineal de los datos de consumo de energia electrica correlacionados para la
concentration de NO no controlado, NO ., ASR y el suministro de calor de la caldera, OB.
x ' an' J ' z-'B
Potencia = 0.105 Q, \NO^ r^ + 0.5 (&Pduct + ntotal APcatalyst)] (2.48)
El termino (NOxin x JjNOx), toma en cuenta la vaporization del amoniaco y el soplador de aire de
dilution. Los terminos 0.5 x (AP , t + nt., x AP .,. , ), toma en cuenta la potencia
^ conducto total catahzador '' ~
adicional del ventilador requerida para compensar la ciada de presion adicional de la SCR y de los
conductos. Los valores tipicos de AP , . varia entre 2 y 3 pulgadas de agua; AP .,. ,
r conducto J r O O 1 catahzador
usualmente varia desde 0.75 a 1 pulgada de agua por capa de catalizador.
2-50
-------
El costo anual de electricidad se estima de la ecuacion:
Costo Anual de Electricidad =Potencia Costelect top (2.49)
en donde Costoelect es el costo de la electricidad en dolares por kilowatt-hora ($/kWh).
Reemplazo del Catalizador
La vida del catalizador es una funcion de la actividad del catalizador y del escabullimiento
de amoniaco. A medida que la actividad del catalizador disminuye con el tiempo, se aumenta el
escabullimiento de amoniaco hasta que alcanza el limite de diseno y debe agregarse catalizador
nuevo. Usualmente se especifica la vida del catalizador durante la compra del catalizador. Una
capa de catalizador se garantiza tipicamente para 16,000 a 24,000 horas de operation. Esta
metodologia de costos supone una vida del catalizador garantizada de 24,000 horas o 3 anos.
Si la SCR no tiene una capa vacia de catalizador, todas las capas del catalizador deben
reemplazarse al final de las 24,000 horas de operation. Esta suposicion muy conservadora ha
sido utilizada en el desarrollo de los costos de la SCR en las Referencias [2] y [3]. Si la SCR
incluye una capa de catalizador de reserva, entonces solo una de las capas de catalizador es
reemplazada al final de las 24,000 horas. La mayoria de los disenos de SCR incluyen una capa de
catalizador de reserva. El costo de reemplazar el catalizador en todos los reactores de SCR en una
caldera dada, nRCS, esta dada por:
CC
Costo de Reemplazo de Catalista = nSCR Volcatalyst replace (2.50)
^ layer
en donde CC , es el costo del catalizador en dolares por pie cubico ($/ft3} y R es un
reemplazo r r \ J J capa
factor para el reemplazo del catalizador. Rcapa = 1 para reemplazo completo y Rcapa = ncapa para
reemplazo de una capa por ano.
Debido a que el catalizador es reemplazado cada pocos anos, el costo anual del
catalizador para todos los reactores es una funcion del valor futuro del catalizador, dado por:
Costo Anual de Reemplazo del Catalista =
Costo del
Reemplazo
del Catalista
FVF
en donde FVF es el factor de valor futuro. El valor futuro es utilizado porque el costo anual de
reemplazo del catalizador es acumulado empezando el primer ano de operation, mientras que la
2-51
-------
compra de catalizador ocurre cada pocos anos. Para tomar en cuenta el valor del dinero en el
tiempo, el FVF amortiza el costo del catalizador durante los anos que preceden a la compra del
catalizador. [21]. Debido a que el dinero es acumulado anticipadamente a la compra, la suma de
los costos anuales de reemplazo del catalizador es menos que el precio de compra del catalizador.
El factor de valor future, FVF esta dado por:
FVF =i
.0 + 0 -ij
en donde /' es la tasa de interes supuesta y Fes el plazo.
El plazo, Y, esta dado por la ecuacion:
(2.52)
' = -y- (2.53)
year
en donde h t,. , es la vida de operacion del catalizador en horas y h . es el numero de horas
catalizador ^ J ano
por ano que la SCR es operada. El valor de Festimado de la ecuacion es entonces redondeado al
entero mas cercano.
Costos ledirectos Aetiales
En general, los costos indirectos anuales (costos fijos) incluyen al costo de recuperation de
capital, a los impuestos prediales, seguros, cargos administrativos y otros gastos de
administration. El costo de recuperation de capital esta basado en el tiempo de vida anticipado
del equipo y en la tasa anual de interes empleada. Para el sistema de SCR se supone un tiempo de
vida economico de 20 anos. La vida que le quede a la caldera puede ser tambien un factor
determinante del tiempo de vida del sistema.
En muchos casos, los impuestos prediales no se aplican a las mejoras de capital tales como
equipo de control de la contamination del aire, por lo tanto, para este analisis, se supone que los
impuestos son cero. [ 19]. El costo de administration para un sistema de SCR tambien es considerado
cero. Un sistema de SCR no es visto como un equipo con riesgo creciente (v.g., un dispositive de
alta energia tal como una caldera o una turbina). Consecuentemente, el seguro de un sistema de
SCR esta en el orden de magnitud de unos cuantos centavos por miles de dolares anualmente
[19]. Los cargos administrativos, que cubren las ventas, investigation y desarrollo, contabilidad y
otros gastos de la oficina matriz, incurridos en la operacion de un sistema de SCR, son relativamente
insignificantes para el procedimiento de estimation de costos presentado aqui. Finalmente, hay
dos categorias de gastos de administration, nomina y planta. Los gastos de nomina incluyen a los
gastos relatives a la mano de obra empleada en la operacion y
2-52
-------
mantenimiento del equipo; mientras que los gastos de administration de la plantatoma en cuenta
renglones tales como protection de la planta, laboratories de control y areas de estacionamiento.
Debido a que este procedimiento supone que no se necesita mano de obra adicional en la
operation de un sistema de SCR, el gasto de administration por nomina es cero y el de la planta
se considera que es despreciable.
Utilizando estas ecuaciones, los indirect annualcosts -IDAC (costos indirectos anuales) pueden
expresarse como:
ID AC =CRF TCI
(2.54)
en donde TCI es la inversion de capital total y CFR es el factor de recuperation de capital se
define por.
CRF =
(2.55)
en donde / es la tasa de interes y n es el ano en el que se incurre en el costo.
Costo Total Anual
El total annual cost - TA C (costo total anual) por poseer y operar un sistema de SCR es la
suma de los costos directos e indirectos anuales segun estan dados en la siguiente ecuacion:
Costo Anual Total =
Costo
Anual
Directo
+
Costo
Anual
Indirecto ,
(2.56)
Las toneladas de NO removidas anualmente son:
NO x Removido = NO x r]NO QBtop
m x
El costo en dolares por tonelada de NO removido por ano es:
(2.57)
Efectividad de Costo =
TAG
NO, Removido
(2.58)
2-53
-------
2.5 Problems cte Ejemplo
Un problema de ejemplo, el cual calcula los parametros de diseno y los costos de capital y
anuales, se presenta a continuation. La base de diseno es un sistema de SCR reconvert do aplicado
a una caldera industrial de tubos de humo de 1000 MMBtu/hr que quema carbon
sub-bituminoso. Para realizar los calculos sehacenlas siguientes suposiciones:
Valor Calorifico Alto del Combustible
Razon Maxima de Consume de Combustible
Consume Anual Promedio de Combustible
Niimero de dias de operation de la SCR
Factor de Capacidad de la Planta
Concentration de NO no Controlado
x
Concentration de NOx Controlado Requerida
Escabullimiento de Amoniaco Aceptable
Razon de Flujo Volumetrico de Combustible,
Bituminoso del Este
Valor Calorifico del Combustible
Contenido de Azufre del Combustible
Contenido de Ceniza Flotante
ASR
Concentration del Amoniaco Almacenado
Niimero de Dias de Almacenamiento de Amoniaco
Caida de Presion para los Conductos de la SCR
Caida de Presion para cada Capa de Catalizador
Temperatura a la Entrada de la SCR
10,000 Btu/lb
1.0xl05/Mir
155 dias
50%
O.S6 Ib/MMBtu
O.Ulb/MMBtu
2.0 ppm
484ft3/min por MMBtu/hr
12,696 Btu/lb
1.0% en peso
7.7% en peso
1.05
29%
14 dias
3 pulg. agua, manometricas
1 pulg. agua, manometricas
650 °F
En adicion a estas suposiciones, los factores economicos estimados para las ecuaciones de costos, son:
Ano del Costo
VidadelEquipo
Tasa de Interes Anual
Costo del catalizador, Inicial
Costo del catalizador, Reemplazo
Costo de la Energia Electrica
Costo de la Solution de Amoniaco al 29%
Vida de Operation del Catalizador
Capas de Catalizador
Diciembredel998
20anos
7%
240 $/ff
290 $/ft3
0.05 $/kWh
O.Wl$/lb
24,000 horas
2 llenas, 1 vacia
2-54
-------
2.5.1 Ejemplo de Parametros de Disefio
Calculo de la Caldera
La razon anual de suministro de calor de la caldera, QB, se calcula a partir del valor calorifico alto
para carbon sub-bituminoso, dado en la Tabla 1.3 y de la razon maxima de consumo de
combustible, m fuel :
10,000^ 100,000-^ MMBtu
n = — : - - - : - — - 1 OOP
KB 6 Btu L>VW lb
^ MMBtu
El factor de capacidad de la planta se calcula a partir de los consumos anuales maximo
y promedio:
4.38 108 lb
CF = - ~ - r = °-5 = 50%
\
1X10'(£)X8760
El factor de capacidad del sistema de SCR se calcula a partir de los meses de operation de la
SCR, 5 meses:
155 days
El factor de capacidad total incluyendo los factores de capacidad tanto de la planta como de la
SCR esta dado por:
CFtotal =0.5x0.42 =0.21=21%
La razon de flujo del gas de combustion, usando laEcuacion (2. 12) es:
+ 700°F)xl
(acfrn = pies cubicos por minuto reales)
La eficiencia de remocion de NOx, T]NOx, se calcula a partir de la concentration de entrada de NOx
2-55
-------
y de la concentration deNO controlado requerida, usando laEcuacion (2.16):
Ib
0.86 - - 0.11 MMBtu
„ __ MMBtu _
r]NOx - Ib
0.8
MMBtu
Caclulos del Reactor de SCR
El volumen de catalizador, utilizando la Ecuacion (2.20) y las ecuaciones pata cada factor
de ajuste, es:
VolcataKzador =2.81 x l^OOOMBtu/hr
x (0.2869 + (1.058 x 0.85)) (r|NOx)
x (0.8524 + (0.3208 x 0.86)) (NOxm)
x (1.2835 - (0.0567 x 2.0)) (Escabullimien-
to)
x (0.9636 + (0.0455 x 1.0)) (Azufre)
x (15.16 - (0.03937 x 650) + (0.0000274 x 6502)) (Temperatura)
= 5089 ft3
Las areas transversales del catalizador y de la SCR, utilizando las Ecuaciones(2.26) y (2.27), son:
_ 463,138 acfm _
Acatalyst - , V6QjN - 482 ft
16 —
* I \rnin
ASCR = 1.15 x 482 ft2 = 554ft2
La longitud y anchura del reactor utilizando la Ecuacion (2.28), es:
I = w = (554)m = 23.5ft
Laprimera estimation del numero de capas del catalizador utilizando la Ecuacion (2.29), es:
5089
"*" 3.1 x 482
Redondeando este valor resulta, n = 3 .
* capa
2-56
-------
Comprobando la altura real del catalizador utilizando la Ecuacion (2.30):
5089 ft3
h]am, = - - - + 1 = 4.5
[ayer 3 x 482 ft
este valor esta entre los limites de diseno de la altura de 2.5 y 5 pies.
El numero total de capas de catalizador se determina por la Ecuacion (2.3 1) con una capa de
catalizador vacia:
n total = 3 + 1 = 4
La altura de la SCR, excluyendo el conducto y las tolvas a la salida, utilizando la
Ecuacion (2.32), es:
hSCR = 4 x (7 + 4.5) + 9 = 55ft
Calculos del Reactivo
La razon de fluj o masa del reactivo se calcula usando el peso molecular del reactivo, 1 7.03
g/mol y del NO2, 46.01g/mol. PaxaunaASR de 1 .05, la razon de flujo masa del reactivo esta
dada por la Ecuacion (2.33):
0.86 lb x 1,000 MMBtU x 1.05 x 17.03
, . .
= MMBtu _ hr _ mole
^reagent
46.01
mole
La razon de flujo masa de la solution de amoniaco al 29% esta dada por la Ecuacion (2.34):
334 — lb
*•> = "W1 = U52 Y,
La razon de fluj o volumetrico de la solution puede calcularse entonces a partir de la Ecuacion
(2.35), en donde p es la densidad de la solution acuosa de amoniaco al 29%, 56.0 lb/ft3 a 60°F
y el volumen especifico de la solution es 7.481 gal/ft3.
2-57
-------
sol
56.0
El volumen total almacenado en el tanque o tanques, esta basado en el volumen que requiere el
sistema de SCR para 14 dias de operation. El requerimiento de almacenamiento en el sitio esta
dado por la Ecuacion (2.36):
Tank Volume = 154 gph x 14 (days) x
24 hr
day
= 51,744
El requerimiento de almacenamiento de amoniaco en el sitio es de 51,744 galones para
14 dias de operation.
2.5.2 Ejemplo de Estimation de Costos
Una vez que se ha disenado el tamano del sistema de SCR, los costos de capital y anual para el
sistema de SCR pueden ser estimados. Los DC son estimados utilizando la Ecuacion (2.37):
DC = 1,000
MMBtu
x [3,380 + f(hSCR)+ f(NH3)+f(new)+f (bypass)]
3,500 MMBtu/hr
1,000 MMBu/hr
en donde las funciones en unidades de dolares ^oiMMBtu/hr estan dadas por:
f(hscR) =
149
1^0. 1Z X 33J - lO/.^J -
lb
334 Yr ..$411
MMBtu *lb/hr
1 UUU
hr
MMBtu /hr
$47.3 $
Qfl
" MMBtu i
hr
u MMBtu
hr
2-58
-------
/(new) = 0, para readaptacion
/(bypass) = 0, sin desviacion
La funcion Volcatalizador es el costo inicial del catalizador dado por la Ecuacion (2.44):
, $ 240
f(Volcatalyst)= 5089//5 x —= $1,221,360
Substituyendo el valor obtenido por los factores, resulta:
DC = 1,000
MMBtu
hr
0.35
x|3,380+149 + 90+0+0| . ..1 x|-^fff | +$1,221,360 = $6,832,000
_$ f 3,500 Y
MMBtu Xl 1,000 J
Los costos de capital indirectos se estiman a partir de los costos de capital directos usando las
ecuaciones siguientes en la Tabla 2.5:
Costos Sodirectos de Instalaeion
Instalaciones Generales ($) $6,832,000 x Q.05 = $341,600
Honorarios de las Oficinas de Ingenieria y Propia($)$6,832,000 x o.10 = $683,200
Contingencias del Proceso ($) $6,832,000 x Q.05 = $341,600
Costos de Instalaeion Indireetos Totales ($) $341,600+ $683,200 + $341,600 = $1,366,400
Contingencia del Proyecto ($)
$6,832,000 + 1,366,400) x 0.15 = $1,229,760
Costo Total de la Planta ($)
$9,428,160
$6,832,000 + $1,366,400 + $1,229,760 =
Costo de Preproduccion ($)
Capital de Inventario ($)
$9,428,160 x 0.02 = $188,562
$0.101/lbx 1,152 Ib/hr x 24hr/day x I4days =
$39,094
Inversion Capital Total (TCI) ($)
$9,428,160 + $188,562 + $39,094 = $9,655,816
2-59
-------
Los costos anuales se basan en los factores economicos ennumerados anted ormente.
Ademas, se supone que el sistema de SCR opere durante 5 meses al ano con una carga en la
caldera del 50%, resultando en un factor de capacidad total del 27%. Los costos variables
anuales se representan por:
, ,, 0.015 $ 144,019
Costo de Mantenimiento = - x 9,601,261 = -
yr yr
Una estimation del consumo de energia esta dada por:
P°tencm = UUVtu/hr (°-86 X °'85) + °-5 (3 + 4 x 0 = 445 kW
kW
Los costos de la electric! dad y de la solution del reactivo pueden entonces estimarse a partir de la
Ecuacion(2.50)y(2.51):
8,760 hr 0.05 $ $ 52,626
Costo de Electricidad = 445 kW x- - x0.27x - = - : -
yr kWh yr
Se supone que una capa de catalizador es reemplazada por ano, por lo tanto, Rca a = 3.
La vida de
Costo de la Solucion de Rzactivo = 1152 — x 8,760 — x 0.27 x 0.101 — =
hr yr Ib yr
operation del catalizador es representada por 24000 horas y las horas de operation estimadas
por ano son 3720 horas lo cual resulta en un valor para Y en la ecuacion (2.54) de:
24000 hours
Y = = 6.4 = 6
3720 hours
El catalizador se reemplaza en pocos anos; el costo anual del catalizador para todos los reactores
es una funcion del valor futuro (FVF) del catalizador que se calcula mediante:
2-60
-------
FVF = 0.07 X'
1
(1 + 0.07)6 - 1
= 0.14
El costo del reemplazo del catalizador, para una capa reemplazada por ano, se calcula con las
ecuaciones(2.51)y(2.52):
Costo Anual de Reemplazo del Catalista = 0.14 x
290
Ix5089ft3 x
$68,871
yr
El costo directo anual variable total, la suma del costo del reactivo, la electricidad, y el reemplazo
del catalizador se calcula con la ecuacion (2.46):
, $52,626 $275,196 $68,871 $396,693
Costo Directo Variable Total = + + =
yr
yr
yr
yr
y el costo anual directo total resulta de la suma del costo de mantenimiento y el costo variable:
Costo Directo Anual Total =
1144,837 $396,693 $541,530
yr
yr
yr
En la estimation de los costos anuales indirectos totales, se supone que el factor para el impuesto
sobre la propiedad, Ftax, y el factor de gastos generates, Fovhd, ambos son cero. El capital
recovery factor - CRF (factor de recuperation del capital), se define por:
CRF =
0.07(1 + 0.07)
20
20
(1 + 0.07)zu- 1
•= 0.0944
y los costos anuales indirectos (IDAC) se calculan mediante la ecuacion (2.55) y la TCI:
0 0944 $911 412
Costo Indirecto Anual = x$9,655,816 =
yr
yr
El costo anual total es la suma de los costos anuales directos y los costos anuales indirectos que
resulta de la ecuacion (2.57):
2-61
-------
Costo Anual Total =
Costo
Anual
Directo
+
Costo
Anual
Indirecto
El costo anual en terminos de los NOx removidos puede ser calculado usando el costo anual total
y las toneladas de NO removido anualmente por medio de la ecuacion (2.58):
NOx removido =
0.86 Ib MMBtu hr
x 0.85x1,000 x 0.27x8,760 —
MMBtu/hr hr yr
2,000
Jb_
ton
= 864 tons
y la ecuacion (2.59)
Costo de NOx Removido =
1,452,492
yr
$1,682
864 tons tons
2-62
-------
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EPA 452/B-02-002
6
de
-------
EPA452/B-02-002
1
y de
James H. Turner
Research Triangle Institute
Research Triangle Park, NC 22709
JohnD. McKenna
John C. My cock
Arthur B.Nunn
ETS, Inc.
Roanoke, VA 24018-4394
William M. Vatavuk
Grupo de Economia y de Estrategias Innovadoras
Innovative Strategies and Economics Group, OAQPS
Agencia de Protection Ambiental de los Estados Unidos
U.S. Environmental Protection Agency
Research Triangle Park, NC 22711
Diciembre de 1998 (version del original en ingles)
1-1
-------
Contenicto
1.1 Introduction 1-4
1.2 Description del Proceso 1-5
1.2.1 Limpiezapor Agitation 1-5
1.2.2 Limpieza con Aire a la Inversa 1-6
1.2.3 Limpieza porChorroPulsante 1-7
1.2.3.1 FiltrosEnjaulados 1-7
1.2.3.2 Filtros Cartucho 1-8
1.2.4 Limpieza Sonica 1-11
1.2.5 Equipo Auxiliar 1-12
1.2.6 TeoriadelaFiltracionporTela 1-12
1.2.6.1 CasasdeBolsasDesinfladas con Aire a la Inversa/Agitacion 1-14
1.2.6.2 CasasdeBolsasdeChorroPulsante 1-17
1.3 ProcedimientosdeDiseno 1-19
1.3.1 Relation Gas-a-Tela 1-20
1.3.1.1 Relacion Gas-a-Tela de Aplicaciones Similares 1-20
1.3.1.2 Relaciones de Gas-a-Tela de los Metodos del Fabricante 1-20
1.3.1.3 Relation Gas-a-Tela deEcuacionesTeoricas/Empiricas 1-23
1.3.2 Caida de Presion 1-26
1.3.3 Caracteristicas de las Particulas 1-29
1.3.4 Caracteristicas de la Corriente de Gas 1-29
1.3.4.1 Temperatura 1-29
1.3.4.2 Presion 1-31
1.3.5 Consideraci ones deDisenode Equipo 1-31
1.3.5.1 CajasaPresionoal Vacio 1-31
1.3.5.2 ConstructionEstandaroporPedido 1-32
1.3.5.3 MediodeFiltration 1-33
1.4 Estimando la Inversion de Capital Total 1-34
1.4.1 Costo del Equipo 1-34
1.4.1.1 Costo Minimode las CasasdeBolsas 1-34
1.4.1.2 CostosdelasBolsas 1-36
1.4.1.3 Equipo Auxiliar 1-38
1.4.2 CostoAdquiridoTotal 1-38
1.4.3 Inversion de Capital Total 1-38
1.5 Estimando los Costos Anuales Totales 1-45
1.5.1 Costo DirectoAnual 1-45
1-2
-------
1.5.1.1 Mano de Obra de Operationy de Supervision 1-45
1.5.1.2 Materiales de Operation 1-45
1.5.1.3 Mantenimiento 1-45
1.5.1.4 Partes deReemplazo 1-46
1.5.1.5 Electricidad 1-47
1.5.1.6 Combustible 1-47
1.5.1.7 Agua 1-47
1.5.1.8 Aire Comprimido 1-48
1.5.1.9 Desecho del Polvo 1-48
1.5.2 Costo Indirecto Anual 1-48
1.5.3 Creditos porRecuperation 1-49
1.5.4 Costo Total Anual 1-49
1.6 ProblemadeEjemplo 1-50
1.7 Reconocimientos 1-56
Referencias 1-57
1-3
-------
1.1 Introduction
Una unidad de filtro de tela consiste de uno o mas compartimientos aislados conteniendo hileras de
bolsas de tela, en la forma de tubos redondos, pianos o formados, o de cartuchos plizados. El gas
cargado de particulas pasa generalmente a lo largo del area de las bolsas y luego radialmente a traves de
la tela. Las parti culas son retenidas en la cara de las bolsas corriente arriba y el gas limpio es ventilado
hacia la atmosfera. El filtro es operado ciclicamente, altemando entre periodos de filtrado relativamente
largos y periodos cortos de limpieza. Durante la limpieza, el polvo que se ha acumulado sobre las bolsas
es removido del area de la tela y depositado en una tolva para su disposition posterior.
Los filtros de tela recolectan parti culas de tamanos que van desde las submicras hasta varios cientos
de mi eras de diametro, con eficiencias generalmente en exceso al 99 o 99.9 por ciento. La capa de polvo
o plasta recolectada sobre la tela es la razon principal de esta alta eficiencia. La plasta es una barrera con
poros tortuosos que atrapan a las parti culas a medida que viaj an por la plasta. En algunas configuraciones
pueden acomodarse rutinariamente temperaturas de gas hasta cerca de 500 F, con picos hasta cerca de
550 F. La mayor parte de la energia utilizada para operar el sistema aparece como caida de presion a
traves de las bolsas, y de las partes y conductos asociados. Los valores tipicos de la caida de presion del
sistema varia desde cerca de 5 hasta 20 pulgadas de agua. Los filtros de tela se utilizan donde se requiere
una alta eficiencia de recoleccion de parti culas. Se imponen limitaciones por las caracteristicas del gas (la
temperatura y la corrosividad) y por las caracteristicas de las parti culas (principalmente la adhesividad),
que afectan a la tela o a su operation y que no pueden ser tomadas en cuenta economicamente.
Las variables importantes del proceso incluyen las caracteristicas de la particula, las caracteristicas del
gas y las propiedades de la tela. El parametro de diseno mas importante es la relation aire- o gas-a-tela
(la cantidad de gas en pies cubicos por minuto que penetra un pie cuadrado de tela), y el parametro de
operation de interes por lo general es la caida de presion a traves del sistema de filtro. La caracteristica
de operation principal de los filtros de tela que los distingue de otros filtros de gas es la capacidad de
renovar la superficie de filtration periodicamente por medio de limpiezas. Los filtros de homo comunes,
los high efficiency particulate air filters - FDEPA (filtros de aire de alta eficiencia para particulados), los high
efficiency air filters - FDEAF (filtros de aire de alta eficiencia), y los filtros de aire por induction automotrices
son ejemplos de filtros que deben ser desechados despues de que se acumule una capa significante de
polvo sobre la superficie. Estos filtros se construyen tipicamente de fibras entretejidas, se montan sobre
marcos sostenedores y son utilizados donde existen concentraciones de polvo relativamente bajas. Los
filtros de tela por lo general se construyen con felpas tej idas o, mas comunmente, perforadas con aguj a y
cosidas en la forma deseada, montadas en un pleno con herramientas especiales, y usados a traves de un
amplio rango de concentraciones de polvo.
Otro tipo de filtro de tela desarrollado en los anos 1970 y 1980 es el filtro mejorado y enriquecido
electrostaticamente. Las casas de bolsas piloto que emplean esta tecnologia han mostrado caidas de
presion menores que los disenos de filtro convencionales. Ademas, algunos analisis de costo han mostrado
que las casa de bolsas mej oradas electrostaticamente pudieran tener costos mas baj os de por vida que las
1-4
-------
casa de bolsas convencionales. Sin embargo, el proposito de este capitulo es de enfocarse solo sobre los
filtros disponibles comercialmente. Los lectores interesados en la filtration mej orada electrostaticamente
pueden consultarreferencias tales como Van Osdell et al., Viner et al., oDonovan.
En esta section, los tipos de filtros de tela y el equipo auxiliar requerido se discuten primero desde un
punto de vista general. Entonces, la teoria de filtration por tela tal como se aplica a cada tipo de filtro se
discute, para crear los cimientos para los procedimientos de diseno, resumidos en la section 1.2.
1.2 Description del Proceso
Los filtros de tela pueden ser categorizados por varios medios, incluyendo el tipo de limpieza (por
agitation, aire a la inversa, propulsion a chorro), la direction del fluj o de gas (desde el interior de la bolsa
hacia el exterior o viceversa), la localization del ventilador del sistema (de suction o de presion), o tamano
(cantidad baja, mediana o alta de flujo de gas). De estos cuatro enfoques, el metodo de limpieza es
probablemente la caracteristica mas distintiva. Los filtros de tela se discuten en esta section basandose en
el tipo de limpieza que es empleado.
1.2.1 Limpieza por Agitation
Para cualquier tipo de limpieza, debe impartirse a la tela la energia suficiente para superar las fuerzas
de adhesion sosteniendo el polvo a la bolsa. En la limpieza por agitation, usada con fluj o de gas del interior
al exterior, la transferencia de energia se logra suspendiendo la bolsa de un gancho o una estructura que
oscilan accionados por un motor. El movimiento puede ser impartido a la bolsa en varias maneras, pero el
efecto general es de crear una onda sinusoidal a lo largo de la tela. A medida que la tela se mueve hacia
fuera de la linea central de la bolsa durante porciones de la action de onda, el polvo acumulado sobre la
superficie se mueve con la tela. Cuando la tela alcanza el limite de su extension, los parches de polvo
poseen la inercia suficiente para desprenderse de la tela y descender hacia la tolva.
Para casas de bolsas pequenas y de un solo compartimiento, generalmente operadas de manera
intermitente, una palanca conectada al mecanismo de agitation puede ser operada manualmente a intervalos
apropiados, tipicamente al final de una Jornada de trabajo. En casas de bolsas con compartimientos
multiples, generalmente operadas continuamente, un cronometro o un sensor de presion que responde a la
caida de presion del sistema inicia la agitation de la bolsa automaticamente. Los compartimientos operan
en secuencia de manera que se limpie un compartimiento a la vez. El flujo de gas hacia adelante al
compartimiento es interrumpido, se permite el asentamiento del polvo, el flujo de gas residual cesa, y el
mecanismo de agitation es encendido por varios segundos hasta un minuto o mas. Los periodos de
asentamiento y agitation pueden ser repetidos, y enseguida el compartimiento es restablecido en linea
para la filtration. Como resultado de la ausencia de fluj o hacia adelante a traves del compartimiento, la
superficie recolectora de la casa de bolsas debe ser incrementada para compensar que esa portion se
encuentre fuera de servicio en un algun tiempo para su limpieza. La figura 1.1 ilustra una casa de bolsas
limpiada por agitation.
1-5
-------
Los parametros que afectan a la limpieza son la frecuencia del movimiento de agitation y la tension de
la bolsa montada. Los primeros dos parametros son parte del diseno de la casa de bolsas y por lo general
no se cambian facilmente. Los valores tipicos son de alrededor de 4 Hz para la frecuencia y de 2 a 3
pulgadas para la amplitud (medio ciclo). Algunas instalaciones permiten ajustes faciles de la tension de las
bolsas, mientras que otras requieren que la bolsa sea desconectada y reconectada de nuevo a su cono
conector.
En comparacion con las bolsas limpiadas por aire a la inversa (discutidas a continuation) la action
vigorosa de los sistemas de agitation tiende a presionar mas a las bolsas, lo que requiere telas mas
pesadas y durables. En los Estados Unidos, las telas tejidas son usadas casi exclusivamente para la
limpieza por agitation. La practica europea permite el uso de telas afelpadas a velocidades de filtration un
poco mas altas. Estas velocidades mas altas permiten la construction de una casa de bolsas mas pequena,
lo que requiere menos capital. Sin embargo, las velocidades mas altas conducen a caidas de presion mas
altas, aumentando los costos de operation. Para cualquier aplicacion determinada, existe un balance
economico que con frecuencia debe ser descubierto estimando los costos para ambos tipos de tela. Se
han efectuado investigaciones significantes con las casas de bolsas con agitation y las telas tejidas utilizadas
en ellas, y muchas casas de bolsas por agitation continuan en servicio. Sin embargo, la mayoria de las
casas de bolsas recien construidas son limpiadas con propulsion a chorro. Cuando se requieren casas de
bolsas may ores que los chorros a pulso tipicos, con frecuencia son unidades con aire a la inversa construidas
a pedido. Las casa de bolsas de chorro pulsante se han vuelto populares porque ocupan menos espacio
que la casa de bolsas con agitation equivalente y son percibidas como menos caras. Para aplicaciones a
temperaturas altas usando bolsas de fibra de vidrio, puede ser esperada una vida mas larga de las bolsas
que la que seria encontrada con las casas de bolsas con agitation.
Motor de
Agitacion
Figtira 1.1: Casa de Bolsas Con Agitacion Tipica
(Cortesia de la Universidad del Estado de Carolina del Norte, EE.UU.)
1-6
-------
1.2.2 Limpieza con Aire a la leversa
Cuando las telas de fibra de vidrio fueron introducidas, se necesito un medio mas suave para limpiar
las bolsas, que pueden ser de un pie de diametro y 30 pies de longitud, para prevenir la degradation
prematura. La limpieza por aire a la inversa fue desarrollada como una manera menos intensiva de
impartir energia a las bolsas. En la limpieza por medio de aire a la inversa, el fluj o de gas hacia las bolsas
es interrumpido en el compartimiento que esta siendo limpiado y un fluj o a la inversa (de afuera hacia
adentro) es dirigido a traves de las bolsas. Este reves del fluj o de gas pliega la bolsa suavemente hacia sus
lineas centrales, lo que causa que la plasta se desprenda del area de tela. El desprendimiento es causado
por fuerzas tipo tij era desarrolladas entre el polvo y la tela a medida que esta ultima cambia su forma. Las
tapas metalicas para sostener la parte superior de las bolsas son una parte integral de la bolsa tanto como
lo son varios anillos cosidos que rodean las bolsas para prevenir su colapso completo durante la limpieza.
Sin estos anillos, el polvo que cae y se acumula tiende a obstruir la bolsa a medida que la tela se pliega
sobre si misma mientras es limpiada. Tal como con las casas de bolsas con agitation con compartimientos
multiples, en las casas de bolsas con aire a la inversa ocurre un ciclo similar que consiste de interrumpir el
fluj o de gas y permitir que el polvo se asiente antes de que empiece la action limpiadora. Ademas, tal
como con las casas de bolsas con agitation, se debe anadir una capacidad adicional de filtration a las
casas de bolsas con aire a la inversa para compensar por la portion que se encuentre fuera de servicio por
limpieza en cualquier tiempo. Algunas casas de bolsas con aire a la inversa emplean un sistema suplementario
con agitation para ayudar a la limpieza aumentando la cantidad de energia suministrada a la bolsa.
La fuente de aire a la inversa es por lo general un ventilador del sistema por separado que es capaz de
suministrar aire limpio y seco para uno o dos compartimientos a una relation gas-a-tela tan alta o mas alta
que la del fluj o de gas hacia adelante. La figura 1.2 ilustra una casa de bolsas limpiada con aire a la inversa.
Emission de aire limpio proveniente
del compartimiento en linea
Suministro de aire a la inversa
al compartimiento fuera de linea
Compartimiento en
liena para filtrado
" ; Gas
j\ limpiado
'Ventilador para
el aire de escape
Pleno
de entrada ,, .., ,
7T1" Ventilador para
el aire a la inversa
Compartimiento fuera
de liena para limpieza
Figura 1.2: Casa de Bolsas con Aire a la Inversa Tipica
(Cortesia de la Universidad del Estado de Carolina del Norte, EE.UU.)
1-7
-------
1.23 Limpieza por Chorro Pulsante
Lasventajas delalimpieza por chorropulsante comparada con las casas debolsas con agitacion o
con aire a la inversa es la reduction en el tamanos de la casa de bolsas (y el costo de capital) permit!da al
usar menos tela debido un las relaciones mas altas de gas-a-tela y, en algunos casos, por no tener que
construir un compartimiento adicional para la limpieza fuera de linea. Sin embargo, las relaciones mas altas
de gas-a-tela causan caidas de presion mas altas que aumentan los costos de operation. Esta forma de
limpieza usa aire comprimido para forzar que un golpe de aire descienda a traves de la bolsa y la expanda
violentamente. Tal como con las casas de bolsas con agitacion, la tela alcanza su limite de extension y el
polvo se separa de la bolsa. El aire escapando a traves de la bolsa lleva el polvo separado del area de la
bolsa. Sin embargo, en los chorros a pulso los flujos de gas de filtration se oponen en direction, en
comparacion a las casas de bolsas con agitacion o con aire a la inversa (o sea, de afuera hacia adentro).
La figura 1.3 ilustra una bolsa limpiada con agitacion por propulsion a pulso.
Tubos de soplado con boquillas
Suministro de aire comprimido
Lamina de tubo
— Entrada de gas
Figura 1.3: Casa de Bolsas con Chorro a Pulso
(Cortescia de la Universidad del Estado de Carolina del Norte, EE.UU.)
1.2.3.1
FiltrosEnjaulados
En las casas de bolsas de chorro pulsante convencionales, las bolsas son montadas sobrejaulas de
alambre para prevenir su colapso mientras el gas polvoriento fluye desde el exterior de la bolsa al interior
durante la filtration. En vez de unir ambos extremos de la bolsa a la estructura de la casa de bolsas, en
ensamble de bolsa y j aula es por lo general fij ada solo en la parte superior. La parte inferior del ensamble
1-8
-------
tiende a moverse en el flujo de gas turbulento durante la filtration y puede frotar otras bolsas, lo cual
acelera el desgaste.
Con frecuencia, las casas de bolsas de chorro pulsante no se encuentran divididas en compartimientos.
Las bolsas son limpiadas de fila en fila cuando un cronometro inicia el golpe de aire de limpieza a traves de
una valvula de apertura rapida. Un tubo a traves de cada fila de bolsas acarrea el aire comprimido. El
tubo tiene una boquilla sobre cada bolsa de manera que el gas de limpieza sale directamente hacia el
interior de la bolsa. Algunos sistemas dirigen el aire a traves de un venturi corto que tiene la intention de
encauzar aire adicional de limpieza. El pulso se opone e interrumpe el flujo de aire hacia adelante durante
unicamente unos pocos decimos de segundo. Sin embargo, la continuation rapida del fluj o hacia adelante
deposita de nuevo la mayoria del polvo sobre la bolsa limpia o sobre bolsas adyacentes. Esta action tiene
la desventaj a de inhibir la caida del polvo sobre la tolva, pero tiene la ventaj a de reformar rapidamente la
plasta de polvo que proporciona la recoleccion eficiente de las particulas.
Para aumentar la superficie de filtration en el mismo volumen de casa de bolsas, se han desarrollado
configuraciones de bolsa y caj a en forma de estrella y plizadas (en section transversal). La combination
de bolsa y caj a esta disenada como una unidad para ser instalada de manera similar a una unidad estandar
de bolsa yjaula. Tales unidades pueden ser usadas como reemplazo para bolsas yjaulas estandares
cuando se necesita superficie adicional de tela, o pueden ser usadas en disenos originates. La limpieza
normal por pulso es usada, o sea, no se requieren cambios especiales en el equipo de limpieza. Los costos
para las bolsas y j aulas con forma de estrella son de alrededor de tres a tres y media veces el costo de las
bolsas yjaulas normales.
1.2.3.2 Filtros Cartucho
Los aumentos posteriores en superficie de filtro por unidad de volumen de casa de bolsas se obtienen
usando medios de filtration finamente plizados y sostenidos por medio de una estructura de alambre. Este
cartucho puede ser montado verticalmente como un reemplazo casi directo para las bolsas yjaulas
estandares en las casas de bolsas existentes, o montado horizontalmente en disenos originates. Cuando es
usado como un reemplazo directo para bolsas yjaulas estandares, los costos de retrofit (equipar con
nuevas partes o equipo no disponible a tiempo de manufactura) para un caso son el 70 por ciento del
costo de la construction de una casa de bolsas nueva. La limpieza de los disenos antiguos de filtros
cartucho es por medio de equipo por pulsation tipico usando un tubo de soplado a traves de una fila de
cartuchos. Los disenos mas recientes usan valvulas de aire individuates para cada par de cartuchos.
Un tipo de cartucho contiene un nucleo interior de soportes rodeado por el medio de filtration
plizado y la malla exterior de soporte. Un del cartucho abierto, lo cual pennite que el gas
pasando a traves del filtro el exterior un pleno de limpio. El la limpieza
es pulsado a traves del mismo abierto, pero en una direction inversa a la del gas que
siendo limpiado. El otro del cartucho cerrado por una extrema. El proceso de
manufactura requiere uniones fuertes y tigidas donde las se unen al medio de filtration y
los nucleos. Se utilizan plasticos de epoxido o poliuretano sellar al medio contra las
1-9
-------
El cartucho es mantenido firmemente en su lugar contra una placa de montaj e que rodea el
ero que lo conecta al pleno de limpio. Los cartuchos horizontales se montan tipicamente en
bateria con empaques sellados entre si. Si no se montan correctamente o si el material del empaque no
es de alta calidad, apareceran fugas despues de varios pulsos repetidos de limpieza.
El medio de filtration para los cartuchos puede ser papel, plasticos de monofilamento unidos por
hilado (predomina el poliester), o telas no tejidas. Los cartuchos pueden ser de 6 a 14 pulgadas de
diametro y 16 a 3 6 pulgadas de longitud. La superficie de filtration es alrededor de 25 a 50 pies cuadrados
para cartuchos con telas no tejidas, alrededor de tres a cuatro veces mas con los unidos por hilado, y mas
Un tipo de cartucho contiene un nucleo interior de soportes rodeado por el medio de filtration plizado y
la malla exterior de soporte. Un extremo del cartucho esta abierto, lo cual permite que el gas pasando a
traves del filtro desde el exterior saiga hacia un pleno de aire limpio. El aire para la limpieza es pulsado a
traves del mismo extremo abierto, pero en una direction inversa a la del gas que esta siendo limpiado. El
otro extremo del cartucho esta cerrado por una tapa extrema. El proceso de manufactura requiere uniones
fuertes y rigidas donde las tapas extremas se unen al medio de filtration y los nucleos. Se utilizan plasticos
de epoxido o poliuretano para sellar al medio contra las tapas extremas . El cartucho es mantenido
firmemente en su lugar contra una placa de montaj e que rodea el aguj ero que lo conecta al pleno de aire de
seis veces con el papel. Un cartucho tipico puede tener 36 pies cuadrados detela no tejida, 153 pies
cuadrados de tela unida por hilado, o 225 pies cuadrados de papel. El espacio entre los pliegues es
importante por dos razones: un distanciamiento menor aumenta la superficie de filtrado para un volumen
de cartucho especifico, pero el menor distanciamiento aumenta la probabilidad de que el polvo forme un
puente permanente entre los fondos de los pliegues plizados y reduzca la superficie de filtrado disponible.
Para los polvos no aglomerantes de tamanos pequenos de particulas (hasta de unas pocas micras) y
caracteristicas benignas para el papel, el cartucho puede tener de 12 a 16 pliegues por pulgada. Las telas
no tejidas baj o las condiciones mas dificiles pueden tener de 4 a 8 pliegues por pulgada. La profundidad
del pliegue es de 1 a 3 pulgadas, El arreglo de los pliegues y el volumen de aire para limpieza disponible
determinan la capacidad de limpieza del medio para un polvo en especifico. Una ventaj a de los medios de
papel es su capacidad de recolectar particulas menores de 2.5 jim de diametro con alta eficiencia. La
eficiencia en total puede ser del 99.999+ por ciento. Los medios no tejidos pueden ser menos eficientes
por una orden de magnitud. Sin embargo, aun las bolsas de fibra de vidrio en las casas de bolsas con aire
a la inversa en fuentes de combustion pueden recolectar particulas de 2.5 jim con una eficiencia del 99.9
por ciento.
Los filtros cartucho estan limitados en temperatura por los adhesivos que sellan los medios a las tapas
de fondo a las tapas extremas. Las temperaturas de operation de 200 F son comunes, con una capacidad
de temperatura hasta 3 50 F pronta a ser comercializada. La figura 1.4 ilustra un recolector de cartucho.
1-10
-------
Figtira 1.4: Casa de Bolsas con Cartuchos Montados Verticalmente Tipica
(Cortesia de laUniversidad del Estado de Carolina del Norte, EE.UU.)
1.2.4 Limpieza Sonica
Debido a que la limpieza con aire al inverse es un metodo de baja energia comparado con la limpieza
con agitacion o propulsion a pulso, se pudiera requerir energia adicional para obtener una remocion
adecuada del polvo. La agitacion, tal como se describe con antedoridad, es una de tales maneras de
anadir energia, pero otra manera es afiadir energia vibracional en el extremo inferior del espectro acustico.
Las bocinas sonicas accionadas por aire comprimido son una forma tipica de aplicar esta energia. Las
bocinas (de 1 a varias por compartimiento para casas de bolsas grandes) operan tipicamente en el rango
de 125 a 550 Hz (con mayor frecuencia en el rango de 125 a 160 Hz) y producen presiones de sonido de
120 a 140 decibeles. Cuando se aplica correctamente, la energia sonica puede reducir la masa de polvo
sobre las bolsas de manera considerable, pero tambien puede conducir a un aumento en la penetration de
polvo a traves de la tela. La penetration aumentada reduce la eficiencia de la casa de bolsas. Las bocinas
sonicas son efectivas como equipo suplementario para algunas aplicaciones que requieren energia adicional
para una limpieza adecuada. En ocasiones las bocinas sonicas son usadas como la unica fuente de energia
para la limpieza.
1-11
-------
La construction de las bocinas incluye una salida con forma de bocina unida a una camara de entrada
que contiene un diafragma. Aire comprimido de 45 a 75 psig (libras estandar por pulgada cuadrada) entra
a la camara, vibra el diafragma, y escapa por la bocina. Ondas sonoras saliendo de la bocina hacen
contacto y vibran la tela conteniendo polvo con energia suficiente para afloj ar o desprender parches de
polvo que caen a traves de labolsa hacia la tolva debajo. El consumo de aire comprimido varia de 45 a
75 scfm (pies cubicos estandares por minuto) dependiendo del tamano de la bocina. Las bocinas pueden
ser montadas a la pestana a traves de las paredes de la casa de bolsas con la pestana ya en el extremo de
salida de la bocina o en la camara de entrada. Las bocinas tambien pueden ser suspendidas dentro de la
estructura de las casas de bolsas.
Un ejemplo del uso de una bocina sonica es una casa de bolsas con aire a la inversa de 10-
compartimientos limpiando gases de combustion a 83 5 000 acfm (pies cubicos actuates por minuto). Las
bolsas que estan siendo limpiadas son de 12 in. (pulgadas) de diametro y 3 5 ft. (pies) de longitud. Cada
compartimiento tiene una bocina montada en cada una de las cuatro esquinas e inclinada. hacia el centro
del compartimiento. Los compartimientos son limpiados cada 30 minutos con aire a la inversa durante 1
minuto y bocinas sonicas durante 30 segundos durante la limpieza con aire a la inversa. Las bocinas
operan a 75 psig y consumen 65 scfm de aire comprimido. Para casas de bolsas que requieren una
limpieza menos intensiva, el ciclo de limpieza podria extenderse hasta 1 hora o mas.
Para una casa de bolsas de seis compartimientos que requiere una bocina por cada compartimiento, la
inversion de sistema para las bocinas fue de $ 13 500 (el Grupo BHA). Las bocinas instaladas operaron
a 125 Hertz y usaron 75 scfm de aire comprimido a 75 psig. En este caso, cada bocina limpio 8 500 pies
cuadrados de tela. Una bocina del mismo tamano puede limpiar hasta 15 000 ft 2 (pies cuadrados) de
tela.
1.2.5 Eqtiipo Auxiliar
El equipo auxiliar tipico asociado con los sistemas con filtro de tela se muestra en la figura 1.5. Junto
con el filtro de tela en si, un sistema de control tipicamente incluye el equipo auxiliar siguiente: un dispositive
de captura (o sea, una campana de ventilation o una conexion de escape directa); tuberia; equipo para la
remocion de polvo (transportador de tomilllo, etc.); ventiladores, motores, y encendedores; y una chimenea.
Ademas, se pueden necesitar camaras de aspersion, recolectores mecanicos, y puertos de aire de dilution
para pre-acondicionar el gas antes de que llegue al filtro de tela. Los dispositivos de captura son por lo
general campanas de ventilation o acoplamientos de escape directos unidos aun recipiente de proceso.
Los acoplamientos de escape directos son menos comunes, requiriendo que se aspire aire a traves del
recipiente de proceso, y pudiera no ser factible en algunos procesos. La tuberia (incluyendo los
amortiguadores) se usa para contener, y regular el fluj o de, la corriente de escape a medida que se mueve
desde la fuente de emisiones hasta el dispositive de control y la chimenea. Las camaras de aspersion y los
puertos de aire de dilution disminuyen la temperatura de la corriente de contaminante para proteger al
1 Un procedimiento para estimar la caida de presion de los conductos se presenta en el capitulo 10
("Campanas de Ventilacion, Tuberia, y Chimeneas") de este Manual.
1-12
-------
_L
Campana de
Ventilation
Escape Directo
Aire de Dilution
» i
Enfriadorpor
Aspersion
Filtro de Tela
w
Chimenea
Ventilador
Recolector Mecanico
Remocion de Polvo
Figtira 1.5: Piezas Tipicas de equipo auxiliar altemativo usadas con
sistemas de control con filtros de tela.
filtro de tela de las temperaturas excesivas. Cuando una portion sustancial del cargamento de contaminante
consiste de parti culas relativamente grandes (mas de alrededor de 20 jim), se usan recolectores mecanicos
tales como los ciclones para reducir la carga sobre el filtro de tela. Los ventiladores proporcionan potencia
motora para el movimiento del aire y pueden ser montados antes (casa de bolsas a presion) o despues
(casa de bolsas con suction) del filtro. Las chimeneas cuando son usadas, ventilan la corriente limpiada
hacia la atmosfera. Los transportadores de tomillo se usan con frecuencia para remover el polvo capturado
del fondo de las tolvas por debajo del filtro de telay (si se usa) el recolector mecanico. Los sistemas
(neumaticos) de transportation de aire y la descarga directamente dentro de recipientes tambien se usan
como medios altemativos para la remocion del polvo de las tolvas.
1.2.6 Teorfa de la Filtration por Tela
La clave para disenar una casa de bolsas es determinar la velocidad superficial que produce el equilibrio
optimo entre la caida de presion (el costo de operation que aumenta a medida que la caida de presion
aumenta) y el tamano de la casa de bolsas (el costo de capital que disminuye a medida que el tamano de
la casa de bolsas se reduce). El tamano de la casa de bolsas se reduce a medida que la velocidad
superficial (o relation de gas-a-tela) aumenta. Sin embargo, las relaciones gas-a-tela mas altas causan
may ores caidas de presion. Los factores principales que afectan la relation gas-a-tela, discutidos en la
section 2.2, incluyen a las caracteristicas de las parti culas y de las telas, y a la temperatura del gas.
1-13
-------
Aun cuando la eficiencia de recoleccion es otra medida importante del rendimiento de las s de bolsas,
una casa de bolsa disenada apropiadamente y bien operada por lo general tendra una eficiencia de recoleccion
de materia particulada (MP) extremadamente alta (o sea, de 99.9+ por ciento). Las casas de bolsas son
particularmente efectivas para recolectar particulas pequenas. Por ejemplo, las pruebas en casas de
bolsas en dos calderas de servicios publicos, demostraron eficiencias del 99.8 por ciento para parti culas
de 10|imdediametroyin99.6porcientoparaparticulasde2.5 jam de diametro. Debido a que se supone
una alta eficiencia, el proceso de diseno se enfoca sobre la caida de presion.
La caida de presion ocurre desde el fluj o a traves de los conductos de entrada y salida, desde el fluj o
a traves de las regiones de la tolva, y desde el fluj o a traves de las bolsas. La caida de presion a traves del
compartimiento de la casa de bolsas (excluyendo la caida de presion a traves de las bolsas) depende de
gran manera del diseno de la casa de bolsas y varia entre 1 a 2 pulgadas de H2O[3] en disenos
convencionales y hasta alrededor de 3 pulgadas de H2O en disenos que tienen trayectorias complicadas
de flujo de gas. Esta perdida puede ser mantenida a un minimo (o sea, a 1 pulgada de H2O o menos)
invirtiendo en un estudio del modelo de fluj o del diseno propuesto y modificando el diseno de acuerdo con
los resultados del estudio. Un estudio de este tipo costaria alrededor de $70 000 (en 1998).
La caida de presion a traves de las bolsas (tambien llamada caida de presion de la lamina de tubo)
puede ser tan alta como de 10 pulgadas de H2O o mas. La caida de presion de la lamina de tubo es una
fund on complej a de las propiedades fisicas del polvo y de la tela y d la manera en que la casa de bolsas es
disenada y operada. Las perdidas en el conducto y en la tolva para una configuration especifica son
constantes y pueden ser minimizadas efectivamente cambiando la configuration a traves de un diseno
apropiado basado en el conocimiento del fluj o a traves de la casa de bolsas.
La filtration por tela es un proceso de lote que ha si do adaptado para una operation continua. Un
requisite para una casa de bolsas operando de forma continua es que el polvo recolectado sobre las
bolsas debe ser removido periodicamente. Las casas de bolsas con agitation y con aire a la inversa
normalmente usan bolsas de tela tejida, operan a velocidades de faz superficial relativamente bajas, y usan
la filtration por la plasta como el mecanismo principal de remocion de parti culas. O sease que, la tela
simplemente sirve como un sustrato para la formation de una plasta de polvo que es el medio de filtration
real. Las casas de bolsas de chorro pulsante por lo general usan tela de felpa y operan con una relation
alta de has-a-tela (alrededor del doble de la relation de las casad de bolsas con agitation o con aire a la
inversa). La tela de felpa puede jugar un papel mucho mas activo en el proceso de filtration. Esta
distincion entre la filtration por la plasta y la filtration por tela tiene implicaciones importantes para la
velocidad de la perdida de presion a traves de las bolsas de filtro. La description teorica y el proceso de
diseno son bastante diferentes para la filtration por la plasta en comparacion con la filtration por tela. La
selection de telas es asistida por las pruebas de filtration a escala de laboratorio para investigar los efectos
de la tela sobre la caida de presion, la liberation de la plasta durante la limpieza, y la eficiencia de recoleccion.
Estas pruebas cuestan menos de una decima parte del costo del modelado del flujo. Las propiedades
electricas de la tela, tales como la resistividad y el orden triboelectrico (la position de la tela en una serie
de "altamente electropositiva" a "altamente electronegativa", tal como sea determinada a partir de su carga
bajo un procedimiento especifico de triboelectrificacion), puede ser medidas para asistir en la selection de
la tela. Aunque sus efectos por lo general son entendidos deficientemente, los efectos electricos/
electrostaticos influencian la porosidad de la plasta y la adhesion de las particulas a las telas o a otras
1-14
-------
particulas. El conocimiento de los efectos puede conducir a la selection de telas que interactuan
favorablemente respecto a la recoleccion de polvo y la limpieza.
Las secciones siguientes muestran las ecuaciones generates usadas para determinar el tamano de una
casa de bolsas, comenzando por el tipo de casa de bolsas con aire a la inversa/agitacion desinfladas.
1.2.6.1 Casas de Bolsas Desinfladas con Aire a la Inversa/ Agitation
La construction de una casa de bolsas inicia con un grupo de especificaciones que incluye la caida de
presion total, el flujo total de gas, y otros requisites; tambien pudiera especificarse una caida de presion
maxima. De acuerdo a estas especificaciones, el disenador debe determinar la velocidad superficial
maxima que puede llenar estos requisites. La manera estandar de relacionar la caida de presion de una
casa de bolsas a la velocidad superficial se calcula por la relation:
(Pro^,o) (i.i)
en donde
AP(0) = La caida de presion a traves del filtro, una funcion del tiempo, 6 (pulgadas de H2O)
Ssistema(6) = arrastre del sistema, una funcion del tiempo [pulgadas de ILp/^ies/minuto)]
Vf romedlo) = promedio (o sea, el diseno) velocidad superficial o G/C, constante (pies/minuto)
Para una casa de bolsas de compartimientos multiples, el arrastre del sistema, que es responsable por la
mayoria del arrastre desde el flanco de salida de la casa de bolsas, se determina como una combination de
resistencias representativas de varios compartimientos. [13]
1
C ( A\
u • \t//
1
- i M i
1 y 1
M A V (0
M
~^ 1
i ^ v cm
(1.2)
M%St(0) %St(0)
en donde
M = numerode compartimientos en la casa de bolsas
£.( 0) = arrastre a traves del compartimiento /
El arrastre es una funcion de la cantidad de polvo recolectado sobre las bolsas en ese compartimiento. La
carga de polvo varia de manera no uniforme de una bolsa a la siguiente, y dentro de una bolsa determinada
tambien habra una variation de la carga de polvo de una zona a la otra. Para una superficie suficientemente
pequena, j, dentro de un compartimiento /, se puede suponer que el arrastre es una funcion lineal del
cargamento de polvo:
1-15
-------
en donde
Se = arrastre de una bolsa de filtration libre de polvo [pulg.de H2O/(pie/min.)]
K2 = resistencia al fluj ode la plastade polvo {[pulg. deJ^O/ipie/min^libras/piecuadrado)}
W.(d) = masa de polvo por unidad superficial / en el compartimiento /', «densidad
V
superficial)) (libras/pie2)
Si existe un numero TVde superficies diferentes de igual tamano dentro de un compartimiento /', cada uno
con un arrastre diferente St, entonces el arrastre total para el compartimiento /' puede ser calculado en una
manera analoga a la ecuacion 1.2:
Las constantes Se y K2 dependen de la tela, y la naturaleza y el tamano del polvo. Las relaciones entre
estas constantes y las propiedades del polvo y de la tela, no son entendidas lo suficientemente bien como
para permitir predicciones exactas y por tanto deben ser determinadas empiricamente, ya sea a partir de
la experiencia previa con la combination de polvo y tela o a partir de mediciones de laboratorio. La masa
de polvo en funcion del tiempo se define como:
en donde
Wr = masa de polvo por unidad de superficie que resta sobre una bolsa "limpia" (libras/pie2)
Cln = concentration de polvo en el gas de entrada (libras/pie3)
V.(0) = velocidad superficial a traves de el area/' del compartimiento /' (pie/min.)
La concentration de polvo en la entrada y la superficie de filtrado se consideran constantes. La velocidad
superficial, (relation gas-a-tela) a traves de cada superficie de filtradq/'y compartimiento /' cambia con el
tiempo, iniciando en un valor maximo justo despues de despejarse y disminuyendo paulatinamente a
medida que el polvo se acumula sobre las bolsas. Las velocidades superficiales individuates en los
compartimientos se relacionan a la velocidad superficial promedio por la expresion:
promedio V"1 V"1 A i/ (1.6)
/ / A. • • WL ^ J
(paraMcompartmimentos con igual area)
1-16
-------
Las ecuaciones 1.1 a 1.6 revelan que no existe una relation explicita entre la velocidad superficial de
diseno y la caida de presion de la lamina-tubo. La caida de presion para un diseno determinado por la
solution simultanea de las ecuaciones 1.1 a 1.5, con la ecuacion 1.6 como una restriction sobre esa
solution. Resolver las ecuaciones requiere un procedimiento iterativo: empezar con un obj etivo conocido
para la caida de presion promedio, proponer un diseno de casa de bolsas (numero de compartimientos,
duration del periodo de filtration, etc.), suponer una velocidad superficial que produzca esa caida de
presion y resuelva el sistema de ecuaciones 1.1 a 1.6 para verificar que la caida de presion calculada es
igual a la caida de presion fij ada como obj etivo. Si no resulta asi, repitase el procedimiento con parametros
nuevos hasta que la velocidad produzca una caida de presion promedio (y una caida de presion maxima,
si se aplica) que sea suficientemente cercana a la especifi cation de diseno. Se presentan algunos ejemplos
del uso del procedimiento de iteration en la referencia [13].
1.2.6.2 Casas de Bolsas de Chorro Pulsante
La distincion entre las casa de bolsas de chorro pulsante usando felpas y casas de bolsas con agitation
y con aire a la inversa es basicamente la diferencia entre la filtration con pastilla y la filtration con una
composita de polvo y tela (filtration sin pastilla). Esta distincion es mas una cuestion de conveniencia que
de fisica, ya que cualquiera de los dos tipos de casa de filtros puede ser disenado para una aplicacion
especifica. Sin embargo, los costos para los dos tipos difieren dependiendo de factores especificos para
la aplicacion y el tamano. Algunos chorros a pulso permanecen en linea todo el tiempo y son limpiados
frecuentemente. Otros son sacados fuera de linea para una limpieza a intervalos relativamente largos. En
cuanto mas tiempo permanezca un compartimiento fuera de linea sin limpiarse, mas cambia el mecanismo
de filtration por composita de polvo y tela a filtration por pastilla. Por lo tanto, un modelo completo de
filtration de chorro pulsante debe explicar la filtration a fondo que ocurre sobre un filtro de chorro pulsante
relativamente limpio, la filtration por pastilla que ocurre inevitablemente debido a periodos prolongados
fuera de linea, y el periodo de transition entre los dos regimenes. Cuando se usan telas de membrana, la
filtration se lleva a cabo principalmente en la superficie de la membrana, la cual actua de manera similar a
una pastilla, El analisis siguiente no ha sido probado contra las telas de membrana.
Ademas de la cuestion del mecanismo de filtration, tambien existe la cuestion del metodo de limpieza.
Si las condiciones de una aplicacion requieren que un apartamento sea puesto fuera de linea para su
limpieza, el polvo removido de la bolsa cae hacia la tolva para polvo antes de que el fluj o de gas hacia
adelante se restablezca. Si las condiciones permiten que un compartimiento sea limpiado mientras se
encuentre en linea, solo una pequena fraction del polvo removido cae dentro de la tolva. El restante del
polvo desprendido sera depositado de nuevo (o sea, "reciclado") sobre la bolsa por el fluj o de gas hacia
adelante. La capa de polvo depositado de nuevo tiene diferentes caracteristicas de caida de presion que
el polvo recien depositado. El trabajo de modelado que se ha realizado hasta la fecha se enfoca en el
metodo de limpieza en linea. Dennis y Klemm [14] propusieron el modelo siguiente de arrastre a traves de
un filtro a chorro de pulso:
S = S.(K2)W+K2W0 (1.7)
1-17
-------
en donde
S = arrastre traves del filtro
Se = arrastre de un filtro red en limpiado
(K2)c = resistenciaespecificadelpolvodelpolvoreciclado
Wc = densidad superficial del polvo de reciclaj e
K2 = resistencia especifica del polvo del polvo recien depositado
Wo = densidad superficial del polvo recien depositado
Este modelo posee la ventaja de que puede explicar facilmente todos los tres regimenes de filtration en
una casa de bolsas de chorro pulsante. Tal como en las ecuaciones 1 . 1 a 1 .6, el arrastre, la velocidad de
filtration y las densidades de superficie son funciones del tiempo, 0. Para condiciones determinadas de
operation, sin embargo, se puede suponer que los valores de Se, (K^)c, y Wc son constantes, de manera
que pueden ser agrupados:
+K2W0Vf (1.8)
en donde
AP = caida de presion (pulgadas de H2O)
Vf = velocidad de filtration (pie/minuto)
(PE)Aw = [Se+(K2)WcWf
La ecuacion de 1 .8 describe el comportamiento de la caida de presion de una bolsa individual. Para
extender este resultado de una sola bolsa a un compartimiento con bolsas multiples, la ecuacion 1.7 seria
usada para determinar el arrastre individual de las bolsas y el arrastre total de la casa de bolsas seria
entonces calculado como la suma de las resistencias paralelas. LA caida de presion seria calculada tal
como en la ecuacion 1.1. Parece razonable extender este analisis al caso en que el polvo se encuentra
distribuido de manera desuniformada sobre la bolsa y entonces aplicar la ecuacion 1 .7 a cada zona sobre
labolsa, segui do por una ecuacion anal oga a la ecuacion 1.4paracalcularel arrastre de las bolsas en total.
La dificultad en seguir este procedimiento estriba en que uno debe suponer valores Wc para cada zona
diferente que va a ser modelada.
La desventaja del modelo representado por las ecuaciones 1 .7 y 1 .8 es que las constantes Se, (K2)c, y
Wc, no pueden predecirse hasta este punto. En consecuencia, se deben usar las correlaciones de los datos
de laboratorio para determinar el valor de (PE)Aw- Para la combination de tela y polvo de felpa d Dacron
y ceniza flotante del carbon, Dennis y Klemm[14] desarrollaron una relation empirica entre (PE)Aw, , la
velocidad superficial, y la presion del chorro de limpieza. Esta relation (convertida de unidades metricas
a inglesas) es de la siguiente manera:
-65 (1.9)
1-18
-------
en donde
Vf = velocidad superficial, (pies/minuto)
P. = presion del chorro de limpieza
(generalmente entre 60 y 100 libras por pulgada cuadrada en
valvula,/7s/g; veasela section 1.4.1)
Esta ecuacion es esencialmente un ajuste de regresion a una cantidad limitada de datos de laboratorio y no
debe ser aplicada a otras combinaciones de polvo y tela. La forma de ley a potencia de la ecuacion 1.9
puede no ser valida para otros polvos o telas. En consecuencia, se deben recolectar y analizar mas datos
antes de que el modelo representado por la ecuacion 1.9 pueda ser usada para propositos rigurosos de
determination de tamano.
Otro modelo que parece prometedor en la prediction de la caida de presion en la filtration sin plasta
es el de Leith y Ellenbecker[15] tal como fue modificado por Koehler y Leith.[16] En este modelo, la
caida de presion en el tubo-lamina es una funcion del arrastre de la tela limpia, la maquinaria del sistema,
y la energia de limpieza. En especifico:
+ K..V;
/ (i.io)
en donde
Ps = presion estatica maxima lograda en la bolsa durante la limpieza
K1 = resistenciade la tela limpia
Vf = velocidad superficial
K2 = resi stencia de fluj o del deposito de polvo
K3 = coeficiente de eficiencia de la limpieza de la bolsa
Kv = coeficiente de perdida para el venturi a la entrada de la bolsa
Las comparaciones de los datos de laboratorio con las caidas de presion calculadas a partir de la ecuacion
1.10 [15,16] seencuentran en acuerdo para una variedadde combinaciones de polvo y tela. Ladesventaja
de la ecuacion 1.10 es que las constantes Kp K2, andK3 deben ser determinadas a partir de mediciones
de laboratorio. Lo mas dificil de determinar es el valor de la constante K3, que solo puede ser encontrado
realizando mediciones en una casa de bolsas de chorro pulsante a escala piloto. Una limitation de las
mediciones de laboratorio es que las condiciones reales de la filtration no siempre pueden ser simuladas
de manera adecuada. Por ejemplo, un polvo redispersado puede no tener la misma distribution de
tamanos o caracteri sticas de carga que el polvo original, generando asi diferentes valores de Kp K2, y K3
de los que serian medidos en una casa de bolsas en operation.
1-19
-------
1.3 Procectimientos cte Diseflo
El procedimiento de diseno requiere estimar una relacion de gas a tela que es compatible con la
selection de la tela y el tipo de limpieza. La selection de la tela con respecto a la composition depende de
las caracteristicas del gas y del polvo; la selection de la tela con respecto a la construction (tejidas o de
felpa) depende en gran parte del tipo de limpieza. Una estimation de una relacion de gas a tela que es
demasiado alta, comparada con una relacion de gas a tela estimada correctamente, conduce a caidas de
presion mas altas, mayor penetration de las particulas (eficiencia de recoleccion mas baj a), y una limpieza
mas frecuente que conduce a una vida reducida de la tela. Una estimation de una relacion de gas a tela
que es demasiado baj o aumenta el tamano y el costo de la casa de bolsas innecesariamente. Cada uno de
los parametros para diseno se discuten a continuation.
1.3.1 Relacion Gas-a-Tela
La relacion gas-a-tela es dificil de estimar a partir de los principles presentados primeramente. Sin
embargo, ciertos metodos acortados de complejidad variante permiten una estimation rapida. A
continuation se presentan tres metodos de dificultad progresivamente mayor. Para las casas de bolsas
con agitation y con aire a la inversa, el tercer metodo se realiza de manera optima con programas de
computation disponibles al publico. Aunque las casas de bolsas con chorro a pulso han conquistado una
gran parte del mercado, no son necesariamente el tipo menos costoso para una aplicacion especifica. Las
determinaciones del costo para las casas de bolsas con chorro de pulso deben ser realizadas usando las
relaciones gas-a-tela especificas para la aplicacion y para las casas de bolsas con aire a la inversa o con
agitation a sus relaciones de gas-a-tela especificas para la aplicacion.
Los metodos resumidos a continuation se aplican a las casas de bolsas convencionales. El uso de una
simulation electrostatica puede permitir una relacion mayor de gas-a-tela a una caida de presion determinada;
por tanto se requiere una estructura mas pequena de casa de bolsas y menos bolsas. Viner y Locke17
discuten los modelos de costo y rendimiento para los filtros de tela estimulados electrostaticamente; sin
embargo, no existen datos disponibles para las instalaciones a gran escala. El uso de configuraciones
extendidas de la zona de bolsas (bolsas con forma de estrella o cartuchos con medios plizados) no permiten
cambios significantes en las relaciones de gas-atela, pero no permiten la instalacion de mas tela en un
volumen determinado.
1.3.1.1 Relacion Gas-a-Tela de Aplicaciones Similares
Despues de que se ha seleccionado una tela, una relacion inicial de gas-a-tela puede ser determinada
usando la tabla 1.1. La columna 1 muestra el tipo de polvo; la columna 2 muestra la relacion de gas-a-tela
para telas tejidas; y la columna 3 muestra las relaciones de gas-a-tela para las telas afelpadas. Notese que
estos valores son todos relaciones de gas-a-tela netas, iguales a la razon de fluj o volumetrico total en pies
cubicos por minuto divididos entre el area neta de tela en pies cuadrados. Esta relacion, en unidades de
pies por minuto, afecta la caida de presion y la vida de las bolsas como fue discutido en la section 1.2. El
area neta de tela se determina dividiendo la velocidad de fluj o del gas de escape en acftn, entre la relacion
1-20
-------
Tabla 1.1: Relacion Gas-a-Tela para las Combinaciones de Casa de Bolsas y Telas B-b
(pies aibicos reales por minuto) / (pies cuadrados de superficie neta de tela)
Agitado r/Tela Tejida Chorro a Puls o/Tela de Felpa
Polvo Aire a la Inversa/Tela Tejida Airea la Inversa/Tela de Felpa
Oxido de Aluminio (Alumina)
Asbesto
Bauxita
Carbon Negro
Carbon
Cacao, Chocolate
Arcilla
Cemento
Cosmeticos
Residue de Esmalte
Alimento de Ganado, Granos
Feldspar
Fertilizante
Harina
Ceniza Flotante
Grafito
Yeso
Mineral de Hierro
Oxido Ferrico
Sulfato Ferrico
Oxido de Plomo
Polvo de Piel
Cal
Piedra Caliza
Mica
Pigmentos de Pintura
Papel
Plasticos
Quarzo
Polvo de Piedra
Arena
Aserrin (Madera)
Silice
Loza
Detergentes, Jabon
Especies
Almidon
Aziicar
Talco
Tabaco
Oxido de Zinc
2.5
3.0
2.5
1.5
2.5
2.8
2.5
2.0
1.5
2.5
3.5
2.2
3.0
3.0
2.5
2.0
2.0
3.0
2.5
2.0
2.0
3.5
2.5
2.7
2.7
2.5
3.5
2.5
2.8
3.0
2.5
3.5
2.5
3.5
2.0
2.7
3.0
2.0
2.5
3.5
2.0
8
10
8
5
8
12
9
8
10
9
14
9
8
12
5
5
10
11
7
6
6
12
10
8
9
7
10
7
9
9
10
12
7
12
5
10
8
13
5
aReferencia[l]
bValores de disefio generalmente seguros; su aplicacion requiere la consideracion del tamafio de las particulas y
cargadode grano.
1-21
-------
Tabla 1.2: Guia Aproximada para Estimar la Superficie de
Tela en Grueso a Partir del Area Neta de Telaa
Factor de Multiplicacion
Superfice Neta de tela
(pies cuadrados)
1-4,000
4,001-12,000
12,001-24,000
24,001-36,000
36,001-48,000
48,001-60,000
60,001-72,000
72,001-84,000
84,001-96,000
96,001-108,000
108,001-132,000
132,001-180,000
above 180,001
Para Obtener la
Superficie de Tela en
(pies Cuadros)
Multiplicarpor
it
it
it
it
it
it
it
it
it
it
it
it
2
1.5
1.25
1.17
1.125
1.11
1.10
1.09
1.08
1.07
1.06
1.05
1.04
de gas-a-tela de disefio. Para una casa de bolsas de tipo intermitente que es clausurada para su limpieza,
el area neta de tela tambien es el total, de la Superficie de la tela. Sin embargo, para filtros continues con
agitacion o con aire a la inversa, el area puede ser aumentada para permitir la clausura de uno o mas
compartimientos para su limpieza. Los filtros de chorro pulsante con compartimientos y operados
continuamente que son limpiados fuera de linea tambien requieren tela adicional para mantener el area
neta requerida al limpiar. La tabla 1.2 proporciona una guia para ajustar el area neta a la Superficie en
grueso, la cual determina el tamano de un filtro que requiere limpieza fuera de linea.
1.3.1.2
Relaciones de Gas-a-Tela de los Metodos del Fabricante
Los fabricantes han desarrollado nomografos y tablas que permiten la estimation rapida d la relation
de gas-a-tela. Dos ejemplos se presentan a continuation, uno para las casas de bolsas limpiadas por
agitacion y el otro para casas de bolsas limpiadas por chorro a pulso.
Para las casas de bolsas con agitador, la tabla 1.3 da un metodo que usa factores para estimar la
relation. Las relaciones para varios materiales en diversas operaciones se presentan, pero son modificadas
por factores para el tamano de las particulas y la carga de polvo. Se incluyen direcciones y un ej emplo.
Las relaciones de gas-a-tela para las casas d bolsas con aire a la inversa serian aproximadamente iguales
o un poco menores en comparacion a los valores de la tabla 1.3.
1-22
-------
Para casas de bolsas de chorro pulsante, que normalmente operan a dos o mas veces la relacion de
gas-a-tela de las casas de bolsas con aire a la inversa, otro metodo por factores20 ha si do modificado con
ecuaciones para representar la temperatura, el tamano de las parti culas, y la carga de polvo:
V =2.878 A B r-02335r°06021(0.7471 + 0.08531nD) (Ul)
en donde
V = relacion gas-a-tela (pies/minuto)
A = factor del material, de la tabla 1.4
B = factor de la aplicacion, de la tabla 1.4
T = temperatura, (°F, entre 50 y 275)
L = carga de polvo de entrada (gramos por pie cubico, entre 0.05 y 100)
D = diametro promedio en masa de la particula (mieras, entre 3 y 100)
Para temperaturas por debajo de 50°F, usese T = 50 pero esperese una exactitud disminuida; para
temperaturas por encima de 275 °F, usese T = 275. Para diametros promedio en masa de parti culas
menores de 3 micras, el valor de D es 0.8, y para diametros mayores de 100 micras, D es 1.2. Para
cargas de polvo menores de 0.05 gramos por pie cubicos, usese L = 0.05; para cargas de polvo por
encima de 100 gramos por pie cubico, usese L = 100. Para casas de bolsas con cartuchos horizontales,
un metodo de factores similar puede ser usado. La tabla 1.5 proporciona los factores.
1.3.1.3 Relacion Gas-a-Tela de Ecuaciones Teoricas/Empiricas
Casas de Bolsas con Agitador y con Aire a la leversa. El sistema descrito por las ecuaciones 1.1 a
1.6 es complicado; sin embargo, los metodos numericos pueden ser usados para obtener una solucion
exacta. Una debilidad critica en el modelado de casas de bolsas que todavia debe ser resuelta es la falta
de una description fundamental del proceso de limpieza de las bolsas. Esto es, para resolver las ecuaciones
1.1 a 1.6, el valor de Wr (la carga de polvo despues de la limpieza) debe ser conocido. Con claridad,
debe existir una relacion entre la cantidad y el tipo de energia para la limpieza y el grado de remocion del
polvo de unabolsa. Dennis etal.[l3] desarrollaron correlaciones para la remocion de ceniza flotante de
carbon de las bolsas de fibra de vidrio tejida mediante la limpieza por agitation y por aire a la inversa.
Estas correlaciones han sido incorporadas en un programa de computation que genera la solucion al
sistema de ecuaciones presentado con anterioridad.[14],[21],[22] Si uno aplicara las correlaciones
desarrolladas con la ceniza de carbon y las telas de fibra de vidrio tejidas a otras combinaciones de polvo
y tela, la exactitud de los resultados dependeria de que tan cercanamente esa combination duplicara el
sistema de ceniza de carbon y tela tejida de vidrio.
Los factores fisicos que afectan la correlation incluyen a la distribution de tamanos de las parti culas,
la adhesion y las propiedades electrostaticas del polvo y de la tela, y el tejido de la tela, tanto como la
energia de limpieza. Se necesita mas investigation en esta area de la filtration por tela.
1-23
-------
Tabla 1.3: Metodo Usando el Factor del Fabricante para Estimar las Relaciones Gas-a-Tela para las Casas de Bolsas <
A RELACION 4/1
Material
Carton
Alimerios
Harina
Granos
Polvo deHel
Tabaco
Aire de Suninistro
Operacion
1
2, 3, 4, 5, 6, 7
2, 3, 4, 5, 6, 7
2, 3, 4, 5, 6, 7
1,7,8
1, 4 6, 7
13
1,6,7
CORTE - 123
TRITURADO-
PULVERIZADO -
B
FACTORDEFINEZA
Tamafio
en Mi eras
>100
50- 100
10-50
3- 10
1-3
40
Factor
1,2
1
0,95
0,9
0,85
RELACION 2.5/1
Material
Oxido de Aluminio
Carbon Negro
Cemento
Coque
Pigmento de
Ceramica
Polvo de Arcilla y
de Ladrillo
Carbon
Kaolina
PiedraCaliza
Roca, Polvo de
Miner ales
Slice
Aziicar
TRANSPORTS -
MOLTENDA -
AGITACION -
Esta informacion
excepciones. Las
forma de las part
para cada aplicac
relacion de aire-a
plastas mas dense
encuentran interc
forma y el taman
Ej emplo : Una un ida
arena. La
en el invie
3,500 ^^
hora
*Tabulaci6n A - 3/1
26,000/2.9 = 9,00
Operacion
2,3,4,5,6
4,5,6,7
3,4,5,6,7
2,3,5,6
4,5,6,7
2, 4, 6, 12
2,3,6,7, 12
4,5,7
2, 3, 4, 5, 6, 7
2,3,4,5,6,7
2,3,4,5,6,7
3,4,5,6,7
789
RELACION 2/1
Material
Fertilizante de
Fosfato de Amonio
Diatcmaceas
Petrcquimicos
Secos
Tirtas
Ceniza Flotante
Polvcs Metalicos
Plasticcs
Resinas
Silicates
Almidon
Jabones
HCRNODE
HUMOS-
HUMODE
REACCION -
DISPOSIQON -
Operacion
2, 3, 4, 5, 6, 7
4 5, 6, 7
2, 3, 4, 5, 6, 7, 14
2, 3, 4, 5, 6, 7
10
2, 3, 4, 5, 6, 7, 14
2, 3, 4, 5, 6, 7, 14
2, 3, 4, 5, 6, 7, 14
2, 3, 4, 5, 6, 7, 14
6,7
3, 4, 5, 6, 7
101112
F
Mate
Carbon Activado
Carbon Negro
Detergent es
Humos y Oxicbs
Qros Sdicbs I
LTMPIEZADE
constituye una guia para situaciones comunes y no debe ser con:
relaciones de arre-a-tela dependende la carga de polvo, la distri
culas y la "cohesividad" del polvo depositado. Estas condicione
ion. Entre mas largo sea el intervalo entre las limpiezas de las bo
-tela. Las particulas finamente divididas, de tamano uniforme pc
is en el filtro y requieren relaciones aire-a-tela que cuando las pa
ispersadas con las finas. Las particulas pegajosas y aceitosas, in
3, forman plastas densas en el filtro y requieren relaciones mas b
d de agitacion en ur
distribucion de par
moy a k atmosfer<
_„ minutos
— ou i —
hora
rekcion, Tabulacio
3sq. ft.
ia fundicion que procesa 26 000 pies cubico por minuto y re
iculas muestra que el 90 por ciento son mayores de 1 0 micra
i en el verano.
, - 9fi nnn Pies cubicos, y 7 nnn 3ramos
minuto
libra s
i B - Factor 1.0, Tabulacion C - 0.95; 3 x 1 x 0.9} - relacic
to
Copiado con el permiso de Buffalo Forge Company Bulletin AHD-29
-------
Tabla 1.4: Factores para las Relaciones de Gas-a-Tela en Chorro Pulsante3
A. Factor del Material
15b
Mezcla para Pastel
Polvo de carton
Cacao
Alimentos
Harina
Grano
Polvo de piel
Aserrin
Tabaco
12
Asbesto
Polvo paraPulido
Material fibroso
y celulosico
Residue del agitado
en fundiciones
Yeso
Cal (hidratada)
Perlita
Quimicos del hule
Sal
Arena
Polvo del soplado
de arena
Carbonate de sodio
10
Oxido de
Aspirina
Carbon negro
(terminado)
Cemento
Pigmentos
de ceramica
Polvos de arcilla
y de ladrillo
Carbon
Fluorspar
Goma natural
Caolina
Piedra caliza
Percloratos
Polvo de roca, y
de minerales
Silice
Aziicar
Acido Sorbico
90
Fertilizante de
fosfato de amonio
Pastel
Diatomaceas
Petroquimicos secos
Tintas
Ceniza flotante
Polvo metalico
Oxidos metalicos
Pigmentos
metalicos y sinteticos
Plasticos
Resinas
Silicatps
Almidon Estearatos
Acido Tanico
6.0C
Carbon activado
Carbon negro
(molecular)
Detergentes
Humosy otros
productos
dispersados
directo de las
reacciones
Leche en polvo
Jabon
B. Factor de la Aplicacion
Ventilation de Emisiones Molestas (insidiosas) 1.0
Alivio de los puntos de transferencia,
transportadores, estaciones de embalaje, etc.
Recoleccion de Producto 0.9
Transporte-ventilacion del aire, molinos,
secadoras relampago, clasificadores, etc.
Filtration del Gas de Proceso 0.8
Secadoras por aspersion, homos, reactores, etc.
•Referenda [20]
bEn general, material fisicamente y quimicamente estable.
°Tambien incluye aquellos solidos que son inestables en su estado fisico o quimico debido a su naturaleza
higroscopica, sublimacion y/o polimerizacion.
1-25
-------
El diseno riguroso de una casa de bolsas por consiguiente empleavaries pasos. Primero, la meta del
diseno para una caida de presion promedio (y una caida de presion maxima, si es necesario) debe ser
especificada junto con la velocidad de fluj o de gas total y otros parametros, tales como Se y K2 (obtenidas
ta sea en el campo o por mediciones de laboratorio). Segundo, se supone una velocidad superficial y el
numero d compartimientos en la casa de bolsas es calculado basandose en el flujo de gas total, la velocidad
superficial, el tamano de la bolsa, y el numero de bolsas por compartimiento (Los compartimientos tipicos
en la industria electrica de los Estados Unidos usan bolsas de 1 pie de diametro por 30 pies de longitud
con 400 bolsas por compartimiento). La practica estandar es disenar una casa de bolsas para alcanzar la
caida de presion especificada cuando un compartimiento se encuentra fuera de linea para su mantenimiento.
El tercer paso es especificar las caracteristicas de operation de la casa de bolsas (o sea, el periodo de
filtration, el periodo de limpieza, y el mecanismo de limpieza). Cuarto, el disenador debe especificar la
eficiencia de limpieza para que la carga residual de polvo puede ser estimada. Finalmente, el diseno de
casa de bolsas especificado se usa para establecer los detalles para las ecuaciones 1.1 a 1.6, los que
enseguida son resueltos numericamente para establecer la caida de presion como funcion dl tiempo. La
caida de presion es calculada a continuation integrando la caida de presion instantanea durante el ciclo de
filtration y dividiendo entre el tiempo del ciclo. Si el promedio calculado es mas alto que la especificacion
de diseno, la velocidad superficial debe ser reducida y se debe repetir el procedimiento. Si la caida de
presion promedio calculada es significantemente mas baja que la especificacion de diseno, la casa de
bolsas propuesta se sobrepasaria de tamano, aumentando la velocidad superficial y repitiendo el
procedimiento. Cuando el promedio calculado se acerca lo suficiente al valor especificado supuesto, se
ha determinado el diseno. Una description completa del proceso de modelado se encuentra en los
reportes de Dennis et al.[13,22] Una critica sobre la exactitud del modelo es presentado por Viner et al.
Casa de Bolsas de Chorro Pulsante. El proceso total de disenar una casa de bolsas de chorro pulsante
es en realidad mas sencillo que el que se requiere para una casa de bolsas con aire a la inversa o con
agitador si la casa de bolsas permanece en linea para la limpieza. El primer paso es especificar la caida d
presion promedio deseada para el tubo-lamina. Segundo, las caracteristicas de la casa de bolsas deben
ser establecidas (por ejemplo, el tiempo en linea, la energia de limpieza). Tercero, el disenador debe
obtener valores para los coeficientes ya sea en la ecuacion 1.9 o la ecuacion 1.10 proveniente del campo,
la planta piloto, o las mediciones de laboratorio. Cuarto, se estima un valor para la velocidad superficial y
la ecuacion apropiada (ecuacion 1.8 o 1.10) se resuelve para la caida de presion como funcion de tiempo
para la duration del ciclo de filtration. Esta information se usa para calcular la caida de presion promedio
del ciclo. Si la caida de presion resulta igual a la caida de presion especificada, el procedimiento termina.
Si no es asi, el disenador debe ajustar la velocidad superficial y repetir el procedimiento.
1.3.2 Caida de Preside
La caida de presion para las bolsas puede ser calculada a partir de las ecuaciones presentadas
en la section precedente si se conocen los valores para los diversos parametros. Con frecuencia no son
conocidos, pero una caida de presion maxima de 5 a 10 pulgadas de H2O a traves de la casa de bolsas y
de 10 a 20 pulgadas de H2O a traves del sistema por completo puede suponerse si contiene una buena
cantidad de conductos.
1-26
-------
Tabla 1.5: Metodo Usando el Factor del Fabricante paraEstimar las Relaciones Gas-a-Tela
para las Casas de Bolsas con Cartucho Horizontal
Tabla de Factores "A" para el Material Seleccionado
2,5
M
A
T
E
R
I
A
L
S
Polvo de rocay
de minerales
Sal mineral"
Arena (no en
fundiciones)
2,1
Carbon activado
Oxido de aluminio (transferencia)
Mezcla para pastel1
Carbon negro (terminado)
Pigmento de ceramica
Carbon
Coque
Diatomaceas
Harina
Fluorspar
Ceniza flotante
Residue de la agitation en fundiciones
Yeso
Cal hidratada
Piedra caliza
Pinturapara spersion electrostatica (recubrimiento de polvo)
Petroquimicos (en seco)
Pigmentos metal icoy sinteticos
Emplastados
Aditivos de hule
Silicates
Carbonate de sodio
Almidon
Azucar"
Humos de soldadura
1,9
Fertilizantes"
Talco
1,7
Aspirina
Cemento
Polvo de arcillay
ladrillo
Cacao1
Cafe1
Grafito
Caolina
Oxidos metalicos
Polvo metal ico
Percloratos
Selenio
Si lice (harina)
1,3
Oxido de aluminio
(ascensorde aire)
Tintas
Humos metalurgicos
Pigmentos de pintura
Estearatos
0,7
Silice (humos)
Muestrade Po
Requerida
Detergentes
Aimentos y granos
Perlita
Farmaceuticos
Leche en polvo
Resinas
Jabon
Tabaco
Polvos Exclufc
Asbesto
Lavado por arco
Fibra de vidrio
Materiales fibrosos
y celulosicos
Piel
Metal izacion
Lana mineral
Molienda de taga de
Polvo de papel
Madera comprimida
Aserrin
3 Unicamente bajo humedad controlada (40 por ciento de humedad relativa) y temperatura ambiente.
to
-J
La relation aproximada de "gas-to-cloth" - G/C (gas-a-tela) para un recolector horizontal Mikropul en pies cubicos reales por minuto por
pie cuadradodesuperficie defiltradoseobtienemultiplicando los cincofactores siguientes: G/C = AxBxCxDxE
Por ejemplo, G/C para la filtration del gas de proceso de polvo de piedra a 250° F
y 2 gramos/pie cubico real = 2.5 x 0.8x 0.75 x 0.9 x 1.1 = 1.49.
Cortesia de HosokawaMikropul
-------
Tabla 1.5: (continuation)
Tabla de Factores "B" para la Aplicacion
Aplicacion
Factor B
Tabla de Factores "D" para la Fineza del
Polvo
Fineza
Factor D
Ventilacion de Insidiosos
Alivio de puntos de transferencia, transportadores,
estacio9nes de embalaje, etc.
Recoleccion de Productos
Ventilacion del aire en transportadores, molinos,
secadores relampago, clasificadores, etc.
Filtracion de Gas de Procesos secadores, hornos,
reactores, etc.
1
0,9
0,8
For encima de 50 (im
20 - 50
2-20
For debajo de 2 (im
1,1
0,9
0,85
to
oo
Factor C Figure for Temperature
o 1
o n Q
o
ra
u- n 8
n 7 -
"V
^N
^^_
^X
^
^->
^^^.^^^
— —
^^^^_
50 75100125150175200225250275300
Temperature, °F
Factor E Figure for Dust Load
I o
1 .£.
'
uj 1-1
"- 1 fw
2
« '
U- n ~r-
OQ
.y
\
\
\
s
X
\
^
•^«.
0 5 10152025303540
Dust load, gr/acf
Cortesia de Hosokawa Mikropul
-------
Una forma comparable de las ecuaciones 1.1 y 1.3 que puede ser usado para estimar la caida de presion
maxima a traves de la tela en una casa de bolsas con agitador o con aire a la inversa es:
AP=SV + KC.V26 (1.12)
e 2 i ^ /
en donde
AP = caida de presion (pulgadas de H2O)
Se = arrastre residual efectivo de la tela [pulgadas de H2O/(pie/minuto)]
V = velocidad superficial o relation gas-a-tela (pies/minuto)
K2 = coeficienteDeresistenciaespecificadelpolvo
{[pulgadas deH2O/(pies/minutos)]/(libras/pie cuadrado)}
C. = concentration del polvodeentrada(libras por pie cubico)
6 = tiempo de filtracion (minutos)
Aunque existe mucha variabilidad, los valores para Se pueden variar en un rango de alrededor de 0.2 a 2
pulgadas de H2O/(pie/minuto) y paraK2 de 1.2 a 30^40 [pulgadas de H2O/(pie/minuto)]/(libras por pie
cuadrado). Los valores tipicos para la ceniza flotante de carbon son de alrededor de 1 a 4. Las
concentraciones de entrada varian desde menos de 0.05 gramos por pie cubico amas de 100 gramos por
pie cubico, pero un rango aun mas tipico es de alrededor de 0.5 a 10 gramos por pie cubico. Los tiempos
de filtracion varian dentro de un rango de 20 a 90 minutos para casas de bolsas en uso continuo, pero un
rango entre 30 y 60 minutos se encuentra con mayor frecuencia. Para casas de bolsas de chorro pulsante,
se usan las ecuaciones 1.8 y 1.9 para estimar AP, despues de sustituir C.VQ por Wo,y(PE)&w por SV.
1.3.3 Caracteristicas de las Particulas
La distribution de tamanos de las particulas y la adhesividad son las propiedades mas importantes de
las particulas que afectan los procedimientos de diseno. Los tamanos menores de particulas pueden
formar una plasta mas densa, lo que aumenta la caida de presion. Tal como se muestra en las tablas 1.3 y
1.5 y en la ecuacion 1.11, el efecto del tamano promedio de las particulas que va en disminucion es un
valor menor de la relation de gas-a-tela aplicable.
Las particulas que se adhieren, tales como los residues aceitosos o los plasticos electrostaticamente
activos, pueden requerir la instalacion de equipo que inyecte un material de recubrimiento sobre la superficie
de la bolsa, el cual actua como un tampon que atrapa a las particulas y evita que cieguen o obstruyan
permanentemente a los poros de la tela. Una selection informada puede eliminar los problemas
electrostaticos.
1-29
-------
Tabiai.6:propiedades de los Principales Materiales de Telaa
Tela
Tempt-ratura Resistencia al Acido
Resistancia a los
Alcalies
Abrasion
Flex
Algodon
Creslanc
Dacrond
Dynele
Fiberglasf
Filtron6
Membrana de
Nextels
Nylond
Qrlond
P84h
Polipropileno
Rytori
Teflond
Lana
180
250
275
160
500
270
Depende del forro
1400
375
200
260
475
200
375
450
200
Deficiente
Buena en acidos
minerales
Buena en la mayoria
de los acidos
minerales, se
disuelve
parcialmenteen
H2SO4 concentrado
Poco efecto aun en
concentracion alta
Mediana a Buena
Buena a Eraelente
Depende del forro
Muy buena
Mediana
Mediana
Buena a Excelente
en acidos minerales
Buena
Excelente
Excelente
Inerte excepto al
fluoro
Muy buena
Muy Buena
Buena en alcali debil
Buena en alcali debil,
Mediana en alcali
fuerte
Poco efecto aun en
concentracion alta
Mediana a Buena
Buena
Depende del forro
Buena
Excelente a
temperaturabaja
Excelente
Mediana a Buena en
alcalies debiles
Buena
Excelente
Excelente
Inerte excepto al
trifluoruro, el cloro y
los metales alcalinos
derretidos
Deficiente
Muy Buena
Buena a Muy
Buena
Muy Buena
Mediana a Buena
Mediana
Buena a Muy
Buena
Mediana
Buena
Eraelente
Eraelente
Buena
Buena
Eraelente
Buena
Mediana
Mediana a Buena
aReferencia [24]
bTemperaturas maximas de operacion continua recomendadas por Institute of Clean Air Companies, el Institute de
Companias de Aire Limpio.
cMarca Registrada de American Cyanamid
"Marca registrada de Du Pont.
eNombre comercial de la Division W. W. Criswell de Wheelabrator-Fry, Inc.
Marca registrada de Owens-Corning Fibergl'as.
«Marca registrada de SMCompany.
hMarca registrada delnspec Fibres.
'Marca registrada de Phillips Petroleum Company.
1-30
-------
1.3.4 Caracteristicas de la Corrieete de Gas
La humedad y el contenido de sustancias corrosivas son las caraceristicas principales de la corriente
de gas que requieren una consideration de diseno. La casa de bolsas y el sistema de ductos asociado
deben ser insulados y posiblemente calentados si ocurriera la condensation. Tanto los componentes
estructurales como los de la tela deben ser considerados, ya que cualquiera de estos puede ser danado.
En los casos en que la corrosion estructural sea probable, la sustitucion del acero inoxidable por el acero
ligero puede ser requerida, siempre que no haya presencia de cloruros al usar acero inoxidable de serie
300. (La mayoria de los aceros inoxidables autenticos son susceptibles a la corrosion por cloruros.)
1.3.4.1 Temperatura
La temperatura de la corriente de contaminante debe permanecer por encima del punto de rocio de
cualquier condensable en la corriente. Si la temperatura puede ser disminuida sin acercarse al punto de
rocio, se pueden utilizar los enfriadors por aspersion o el aire de dilucion de manera que los limites de
temperatura de la tela no scan excedidos. Sin embargo, el costo adicional de un pre-enfriador tendran que
ser consideradoscontra el precio mas alto de las bolsas con una mayor resistancia a la temperatura. El uso
del aire de dilucion para enfriar la corriente tambien implica un intercambio entre una tela menos costosa y
un filtro mayor para acomodar el volumen adicional de aire de dilucion. Po lo general, el pre-enfriamiento
no es necesario si la temperatura y las telas resistentes a las sustancias quimicas se encuentran disponibles.
(Los costos para las camaras de aspersion, los saciadores, y otros pre-enfriadores se encuentran en la
section de "Depuradores en Humedo", «Wet Scmbbers», del Manual [a ser escritoj) La tabla 1.6
ennumera varias de las telas que se encuentran en uso en la actualidad y proporciona information sobre los
limites de temperaturay de resistancia quimica. La columna encabezada por el titulo de "AbrasionF/er"
indica la conveniencia de la tela para la limpieza mediante agitadores mecanicos.
1.3.4.2 Presion
Los filtros de tela estandares pueden ser utilizados para el servicio por presion o al vacio pero unicamente
dentro de un rango de alrededor de ± 25 pulgadas de agua. Debido a la construction de lamina metalica
de la casa, por lo general no son apropiados para servicios mas severos. Sin embargo, para las aplicaciones
especiales, se pueden construir cajas para presiones altas.
1.3.5 Consideraciones de Disefio de Eqtiipo
1.3.5.1 CajasaPresionoal Vacio
La localization de la casa de bolsas con respecto al ventilador en la corriente de gas afecta el costo de
capital. Una casa de bolsas del tipo con suction, con el ventilador localizado en el lado corriente abaj o de
la unidad, debe tolerar presiones negativas altas y por lo tanto debe estar construida mas pesada y reforzada
que una casa de bolsas localizada corriente abajo del ventilador (casa de bolsas a presion). La presion
1-31
-------
negativa en la casa de bolsas por suction puede resultar en condensation, corrosion, o aun explosiones si
se estan manejando gases comnbustibles. En el caso de gases toxicos, esta fuga hacia adentro puede
tener una ventaja sobre la casa de bolsas del tipo a presion, en donde las fugas son hacia afuera. La
ventaj a principal de la casa de bolsas con suction es que el ventilador que manej a la corriente de proceso
se localiza en el lado de gas limpio de la casa de bolsas. Esto reduce el desgaste y la abrasion en el
ventilador y permite el uso de ventiladores mas eficientes (diseno de aspa con curva hacia atras). Sin
embargo, debido a que para algunos disenos los gases de escape provenientes de cada compartimiento se
combinan en el atrio multiple de salida al ventilador, la localization de los compartimientos con bolsas con
fugas puede ser dificil y afiade a los costos de mantenimiento. Las casas de bolsas del tipo a presion son
por lo general menos costosas porque las caj as solo deben tolerar la presion diferencial a traves de la tela.
En algunos disenos la casa de bolsas no tiene caja extema. El mantenimiento tambien se reduce porque se
puede entrar a los compartimientos y observar las bolsas con fugas mientras el compartimiento se encuente
en servicio. Con una casa de bolsas a presion, la caja actua como la chimenea para contener los humos
con la descarga posterior a traves de ventilas con bordo largo (monitores) en el techo de la estructura.
Esta configuration hace a las bolsas con fugas mas faciles de localizar cuando la pluma sale del monitor
por encima de la bolsa. La desventaj a principal de la casa de bolsas del tipo a presion es que el ventilador
se encuentra expuesto a los gases contaminados cuando la abrasion y el desgaste de las aspas del ventilador
pueden volverse un problema.
1.3.5.2 Construction Estandar o por Pedido
El diseno y la construction de las casas de bolsas se separan en dos grupos, estandar y por pedido.
[ 19] Ademas, las casas de bolsas estandares se separan en categorias de tamano de baja, mediana y alta
capacidad. Las casas de bolsas estandares son pre-disenadas y construidas en la fabrica como unidades
completas en serie que son ensambladas en el taller y dotadas de bolsas para unidades d baj a capacidad
(de cientos a miles de pies cubicos reales por minuto de producto). Las unidades de capacidad mediana
(de miles a menos de 100 000 pies cubicos reales por minuto) tienen disenos estandares, son ensambladas
en el taller, pueden o no ser dotadas de bolsas, y poseen compartimientos de bolsas separados y secciones
de tolvas. Una forma de casas de bolsas de alta capacidad es el modulo enviable
(de 50 000 a 10 000 pies cubicos reales por minuto), el cual requiere solo un ensamble moderado en el
campo. Estos modules pueden tener bolsas instaladas y pueden ser enviados por camion o tren. A su
llegada, pueden ser operados de manera sencilla o combinados para aplicaciones de mayor capacidad.
Debido a que son pre-ensamblados, requieren menos trabajo de campo.
Las casas de bolsas fabricadas a pedido, consideradas tambien como de alta capacidad, pero por lo
general de 100 000 pies cubicos reales por minuto o may ores, son disenadas para aplicaciones especificas
y generalmente son construidas segun las especificaciones prescritas por el cliente. Generalmente, estas
unidades son mucho mas grandes que las casas de bolsas estandares. Por ejemplo, muchas son usadas en
las plantas generadoras de energia. El costo de la casa de bolsas por pedido es mucho mas alto por pie
cuadrado de tela porque no es un articulo en existencia y requiere arreglos especiales para su manufactura
y mano de obra de campo costosa para su ensamble a su llegada. Las ventajas de la casa de bolsas a
1-32
-------
pedido son muchas y por lo general se dirigen hacia la facilidad de mantenimiento, la accesibilidad, y otras
preferencias del cliente. En algunas casas de bolsas estandares, unjuego completo de bolsas debe ser
reemplazado en un compartimiento a la vez debido a la dificultad en localizar y reemplazar bolsas individuales
con fugas, mientras que en el caso de las casas de bolsas por pedido, las bolsas individuales se encuentran
accesibles y pueden se reemplazadas una por una a medida que se desarrollen las fugas.
1.3.5.3 Medio de Filtration
El tipo de material del filtro usado en las casas de bolsas depende de la aplicacion especifica y de la
composition quimica asociada del gas, latemperatura de operation, la carga de polvo, y las caracteristicas
fisicas y quimicas de las particulas. La selection de un material, tejido, acabado, o peso especifico se basa
principalmente en la experiencia previa. Para las telas tejidas, el tipo de hilo (filamento, hilado, o grapa),
el diametro del hilo, y el torcido tambien son factores en la selection de telas apropiadas para una aplicacion
especifica. Algunas aplicaciones son dificiles o sea, tienen particulas pequenas o lisas que penetran facilmente
la plasta y la tela, o tienen particulas que se adhieren fuertemente a la tela y son dificiles de remover, o
tienen alguna otra caracteristica que degrada la recoleccion de particulas o la limpieza. Para algunas de
estas aplicaciones se puede utilizar el Gore-Tex, una membrana de politetrafluoroetileno (PTFE) laminado
a un fondo de tela (felpa o tejido). Los materiales de fondo se seleccionan para ser compatibles con la
aplicacion para la cual son usados. Otras telas laminadas con membrana de PTFE son distribuidas por
Tetratec (Tetratex) y BHA (BHA-Tex). Estas membranas, debido a sus poros pequenos (1 a 2 |im a
menores de 1 jam) son ventaj osas por su capacidad de recolectar particulas pequenas casi inmediatamente
despues de que inicia la filtration. En contraste, las telas tejidas y los materiales no tejidos, (con poros de
alrededor de 10 jam a 100 jim) permite que las particulas penetren el filtro durante un tiempo corto antes
de que la plasta que cubre la tela sea reconstituida. La eficiencia total de la recoleccion de masa para una
casa de bolsas puede no aparentar ser mayor que para una casa de bolsas con otras telas, pero la
eficiencia puede ser mayor para las particulas finas. Para aplicaciones capaces de usar medios de papel,
los filtros de cartucho pueden ser particularmente efectivos para las particulas en el rango de las submicras.
Debido a la agitation violenta de los agitadores mecanicos, las telas de hilo hilado o de hilo pesado se
usan comunmente con este tipo de limpieza, mientras que las telas de hilo de filamento mas ligero se usan
con la limpieza mas suave con aire a la inversa. Las felpas con perforaciones por aguja son usadas
tipicamente para las casas de bolsas de chorro pulsante. Estas telas mas pesadas son mas duraderas que
las tejidas al ser sujetas a los pulsos de limpieza. Las bolsas tejidas de fibra de vidrio son una exception
para aplicaciones a temperaturas altas, en donde compiten con exito, en base al costo, contra el vidrio
afelpado y otras felpas para temperaturas altas.
El tipo de material limita la temperatura maxima de operation del gas para la casa de bolsas. La tela
de algodon posee la menor resistencia a las temperaturas altas (alrededor de 180 °F), mientras que de las
telas usadas comunmente, el Fiberglas (marca registrada de Owens Corning) posee la mayor resistencia
(alrededor de 500°F).24 Si los condensables son contenidos en la corriente de gas, su temperatura debe
estar bien por encima del punto de rocio porque las particulas liquidas generalmente obstruiran los poros
de la tela en cuestion de minutos u horas. Sin embargo, la temperatura debe estar por debaj o del limite
maximo de la tela de las bolsas. Estos limites maximos se presentan en la tabla 1.6.
1-33
-------
1.4 Estimancto la Inversion cte Capital Total
La total capital investment (inversion de capital total) incluye los costos de la estructura de la casa
de bolsas, el complemento inicial de bolsas, y los costos directos e indirectos acostumbrados que se
asocian a la instalacion o erection de estructuras nuevas. Estos costos se describen a continuation. (Los
costos para mejorar el rendimiento de las casas de bolsas con enriquecimiento electrico no se discuten en
esta section, per son mencionados en el problema de ejemplo.)
1.4.1 Costo del Eqtiipo
1.4.1.1 Costo Minimo de las Casas de Bolsas
Las correlaciones del costo con la superficie de tela para siete tipos de casas de bolsas se muestran a
continuation. Estos siete tipos, seis de los cuales son pre-ensamblados y uno es ensamblado en el campo,
se enumeran en la tabla 1.7.
Esta figura muestra los costos para un tipo de casa de bolsas y para articulos de costos adicionales.25
Todas las curvas se basan en cifras citadas por el vendedor. Una linea de regresion ha sido ajustada a las
citas y su ecuacion es presentada. En la mayoria de los casos estas lineas no deben ser extrapoladas mas
alia de los limites mostrados. Si el lector obtiene citas del vendedor, pudieran diferir de estas curvas por
tanto como un ± 25 por ciento. Todas las estimaciones incluyen los soportes de los atrios multiples de
entrada y de salida, las plataformas, los pasamanos, y los dispositivos para la descarga de las tolvas. Los
precios indicados son de flanco a flanco. El lector debe notar que la escala de cada figura cambia para
acomodar los diferentes rangos de fluj o de gas a traves de los cuales operan los diversos tipos de casas de
bolsas.
El costo adicional del acero inoxidable 304 se usa cuando tal construction es necesaria para prevenir
que la corriente de gas de escape corroa el interior de la casa de bolsas. Todas las superficies metalicas
que se encuentran en contacto con la corriente de gas de escape se sustituyen por acero inoxidable.
Los costos de aislamiento representan 3 pulgadas de fibra de vidrio instaladas en el taller y recubiertas
por un forro de metal, excepto las casas de bolsas por pedido, que tienen un aislamiento instalado en el
campo. Los costos de aislamiento incluyen unicamente a la estructura de flanco a flanco de la casa de
bolsas en la parte exterior de todas las superficies en contacto con la corriente de gas de escape. El
aislamiento para el sistema de conductos, las caj as de los ventiladores, y las torres de chimenea deben ser
calculados por separado como se discutira mas adelante.
La figura 1.6 representa una casa de bolsas en servicio intermitente limpiada por un agitador
mecanico. [24] Esta casa de bolsas es apropiada para operaciones que requieren una limpieza poco frecuente.
Puede ser puesta fuera de operation y limpiada a tiempos convenientes, tales como al final del tumo o al
final del dia. La figura 1.6 presenta el costo de la casa de bolsa como una funcion del area de tela
requerida. Debido a que las casas de bolsas en servicio intermitente no requieren un compartimiento
1-34
-------
adicional para la limpieza, las superficies en grueso y las superficies netas son iguales. La grafica es lineal
porque las casas de bolsas estan fabricadas con compartimientos modulares y por esto tienen poca economia
de escala.
La figura 1.7 presenta los costos para una casa de bolsas modular operada de manera continua y
limpiadaporun agitadormecanico.26 Una vez mas, el precio es graficado contra la superficie de la tela en
grueso en pies cuadrados. Los costos para estas unidades, en base a pies cuadrados, son mas altos que
los costos para las casas de bolsas con agitation intermitentes debido a su complejidad incrementaday su
construction generalmente mas pesada.
Las figuras 1.8 y 1.9 muestran [24] casas de bolsas con cajas comunes y casas de bolsas modulares
de chorro pulsante, respectivamente. Las unidades con envolturas comunes tienen todas las bolsas dentro
de una envoltura caj a; asi, por una razon diferente a al de las unidades modulares discutida anteriormente,
el costo aumenta de manera lineal con el tamano. Debido a que la envoltura comun es relativamente
economica, la adicion de acero inoxidable es proporcionalmente mas costosa que para las unidades
modulares. Los costos de material adicionales y los cargos por preparation y mano de obra asociados
con el acero inoxidable, que es mas dificil de trabajar, son responsables de la mayor parte del gasto
adicional. La figura 1.10 muestra los costos para las casas de bolsas con cartuchos limpiadas por pulso.
Tabla 1.7: Lista de Curvas de Costo para Siete Tipos de Casas de Bolsas
Tipo de Casas de BoSsas
Figora No.
Unidades Pre-ensambladas
Intermitente Agitador(intermitente) 1,6
Continuo Agitador (modular) 1,7
Continuo Chorro Pulsante (caja comun) 1,8
Continuo Chorro Pulsante (modular) 1,9
Continuo Chorro Pulsante (cartucho) 1,1
Continuo Aire a la Inversa 1,11
Unidades Ensambladas
en elCampo
Continuo Cualquiermetodo 1,12
1-35
-------
Las figuras l.llyl-12 muestran los costos para las casas de bolsas modulares y las casas de bolsas
con aire a la inversa fabricadas por pedido, respectivamente. [24] Estas ultimas unidades, debido a su
tamano mayor, deben ser ensambladas en el campo. Con frecuencia son usadas en plantas generadoras
de energia, molinos de acero, u otras aplicaciones demasiado grandes para las casas de bolsas ensambladas
en fabrica. Los precios para las unidades con agitacion fabricadas por pedido no se muestran aqui, pero
se anticipa que son similares a las unidades con aire a la inversa fabricadas a pedido.
1.4.1.2 Costos de las Bolsas
La tabla 1.8 presenta el precio en 1998 por pie cuadrado de bolsas por tipo de tela y por tipo de
sistema de limpieza usado. Los precios reales citados pueden variar por un ± 10 por ciento de los valores
en la tabla. Cuando se estimen los costos de las bolsas para toda una casa de bolsas, se debe usar la
superficie de tela en grueso tal como se determine a partir de la tabla 1.2. Los costos de tela de membrana
de PFTE son una combination del costo base de la tela y una primizia para el laminado y su aplication. A
medida que las condiciones del mercado de fibras cambia, los costos de las telas en onzas por yarda
cuadrada. Los anillos a presion cosidos a la tela estan incluidos en el precio, pero otros articulos para el
montaje, tales como las pinzas o las jaulas, deben ser anadidos basandose en el tipo de casa de bolsas.
Tabla 1.8: Precios de Bolsas
(Segundotrimestrede 1998 $/ft2)
Tipo de Material*
Forma de Limpieza
Chorro Pulsante, TRb
Chorro Pulsante, BBR
Chorro Pulsante,
Cartuchoc
Agitacion, Strap top
Agitacion, Loop top
Aire a la Reversa con
anillos
Aire a la Reversa sin
anillos
Diametro de
Bolsa
(pulgadas)
4-1/2 to 5-1/8
6 to 8
4-1/2 to 5-1/8
6 to 8
4-7/8
6-1/8
5
5
8
11-1/2
8
11-1/2
PE
0.75
0.67
0.53
0.50
2.95
1.53
0,63
0,61
0.63
0.62
0.44
0.44
PP
0.81
0.72
0.53
0.60
NA
NA
0,88
1,01
1.52
NA
NA
NA
NO
2.17
1.95
1.84
1.77
6.12
4.67
1,61
1,53
1.35
1.43
1.39
1.17
HA
1.24
1.15
0.95
0.98
NA
NA
1,03
1,04
NA
NA
NA
NA
FG
1.92
1.60
1.69
1.55
NA
NA
NA
NA
1.14
1.01
0.95
0.75
CO
NA
NA
NA
NA
NA
NA
0,7
0,59
NA
NA
NA
NA
TF
12.21
9.70
12.92.
9.00
NA
NA
NA
NA
NA
NA
NA
NA
P8
4.06
3.85
3.60
3.51
NA
NA
NA
NA
NA
NA
NA
NA
RT
2.87
2.62
2.42
2.30
NA
NA
NA
NA
NA
NA
NA
NA
NX
20.66
NA
16.67
NA
NA
NA
NA
NA
NA
NA
NA
NA
NA = Noaplicable.
1-36
-------
Tablal.8: (Cont.)
aMateriales:
PE= 16-onzapoliester
PP= 16-onzapolipropileno
NO = 14-onza Nomex
HA = 16-onza homopolimero acrilico
FG = 16-onza fibra de vidrio con 10% Teflon
CO = 9-onza algodon
TF = 22-oz felpa de Teflon
P8= 16-ozP84
RT=16-ozJRytow
NX= 16-ozNextel
bMetodos para remover bolsas:
TR = Remocion de bolsa desde arriba (snap in)
BBR = Remocion de bolsa desde abajo (bottom bagremova!)
°Costos para cartuchos de 12.75-in. diametro por 26-inch de largo son $59.72 para una mezcla de
poliester/celulosa ($0.26/ft2 para 226 ft2) y $ 126.00 for poliester de enlace spunbonded ($ 1.26/ft2 para
100ft2).
NOTA: Para las casas de bolsas tipo chorro pulsante, todas las bolsas son felpas salvo la fibra de vidrio,
la cual esta tejida. Para las casas de bolsas tipo chorro pulsante con acceso de abaj o, se puede calcular el
precio para una jaula de acero de carbon para una jaula de 4 112-inch de diametro o una jaula de 5 5/8-
inch de diametro de la superficie de una sola bolsa utilizando dos juegos de ecuaciones, respectivamente.
La forma de la ecuacion 5.6542 ft2 A(0.4018) significa 5.6542 x {ft2 elevado al poder (0.4018)}.
Jaulas de 4-1/2 inches por 8 ft:
Jaulas de 5-5/8 inches por 10 ft:
-- 7.8444 A(0.0355 ft2), juegos de 25
= 6.0211 A(0.0423 ft2), juegos de 50
= 4.2635 A(0.0522 ft2), juegos de 100
= 3.4217 A(0.0593 ft2), juegos de 500
$ = 5.6542 ft2 A(0.4018), juegos de 25
$ = 4.3080 ft2 A(0.4552), juegos de 50
$ = 3.0807 ft2 A(0.5249), juegos de 100
$ = 2.5212 ft2 A(0.5686), juegos de 500
Estos costos se aplican ajaulas de 8 pies por 10 pies construidas de acero de carbon de calibre 11 y
hechascon lOalambresverticalesytapones "RollBand. " Para collar "snap-band" con venturi integral,
hay que agregar $6.00 por jaula para acero de carbon y $13.00 por jaula para acero inoxidable. Para
j aulas de acero inoxidable utiliza:
= 8.8486 + 1.5734 ft2, juegos de 25
= 6.8486 + 1.5734 ft2, juegos de 50
= 4.8466 + 1.5734 ft2, juegos de 100
= 3.8486 + 1.5734 ft2, juegos de 500
$ = 21.851 + 1.2284 ft2 Juegos de 25
$ = 8.8486 + 1.2284 ft2, juegos de 50
$ = 8.8486 + 1.2284 ft2 Juegos de 100
$ = 8.8486 + 1.2284 ft2, juegos de 500
Para casas de bolsas con agitacion o con aire a la reversa, todas las bolsas son tejidas. Todos los precios
son para bolsas terminadas, y los precios pueden variar de un proveedor de otro. Para determinar los
precios de bolsas de membrana, hay que multiplicar el precio de base de tela por factores de 3 a 4.5.
Fuente:ETSInc.[24]
1-37
-------
1.4.1.3 Equipo Auxiliar
La figura 1.1 muestra el equipo auxiliar, el cual se discute en otras partes del Manual. Debido a que
las campanas de ventilacion, el si sterna de conductos, los pre-enfriadores, los del ones, los ventiladores,
los motores, el equipo para la remocion de polvo y las torres de chimenea son comunes a muchos sistemas
para el control de contaminante, se les da (o se les dara) un tratamiento extenso en capitulos por separado.
For ej emplo, el capitulo 10 proporciona los procedimientos para la determination del tamano y del costo
y los datos para las campanas de ventilacion, sistema de conductos, y torres de chimenea.
1.4.2 Costo Adqtiirido Total
El total purchased cost (costo adquirido total) del sistema de filtros de tela es la suma de los costos
de la casa de bolsas, las bolsas, y el equipo auxiliar; los instrumentos y los controles, los impuestos, y el
transporte. Los instrumentos y los controles, los impuestos, y el transports por lo general son tornados
como porcentajes del costo total estimado de los tres primeros factores. Los valores tipicos, tornados del
capitulo 2, son del 10 por ciento para los instrumentos y los controles, el 3 por ciento para impuestos, y el
5 por ciento para transporte.
El costo de las bolsas varia desde menos del 15 por ciento a mas del 100 por ciento del costo de la
casa de bolsas austera (la casa de bolsas son bolsas o auxiliares), dependiendo del tipo de tela requerido.
Esta situation no hace aconsej able que se estime el costo adquirido en total sin estimar por separado los
costos de la casa de bolsas y las bolsas, y disuade del uso de un factor unico para estimar un costo de la
casa debolsay las bolsas combinadas.
1.4.3 Inversion de Capital Total
La total capital investment - TCI (inversion de capital total) es la suma de tres costos: el purchased
equipment cost - PEC (costo del equipo adquirido), los direct installation costs - DC (costos directos
de instalacion) y los indirect installation costs - 1C (costos indirectos de instalacion). Los actores
necesarios para estimar la TCI se presentan en la tabla 1.9. Los factores en la tabla 5.9 pueden ser
demasiado grandes para los filtros de tela "embalados"—aquellas casas de bolsas pre-ensambladas que
consisten de compartimientos, bolsas, ventilador de gas residual y motor, e instrumentos y controles.
Debido a que estas unidades embaladas requieren muy poca instalacion, sus costos de instalacion serian
mas bajos (del 20 al 25 por ciento del costo del equipo adquirido). Debido a que los costos de bolsas
afectan el costo del equipo adquirido en total, los factores de costo en la tabla 1.9 pueden causar la sobre-
estimacion de la inversion capital total cuando se usan bolsas costosas. El uso de los componentes de
acero inoxidables tambien puede causar la sobre-estimacion. Debido a que las casas de bolsas varian en
tamano, los factores especificos para la preparation del sitio o para las edificaciones no son presentados.
Los costos para los edificios pueden ser obtenidos de referencias tales como Means Construction Cost
Data 1998 [25] (Information sobre los Costos de Construction de los Medios de Means). El terreno, el
capital de trabaj o, y las instalaciones fuera de linea no se requieren normalmente y han si do excluidos de la
tabla. Cuando sea necesario, estos costos pueden ser estimados.
1-38
-------
Tabla 1.9: Factores de Costo de Capital para Filtros de Tela'
Elementos de Costo
Factor
Costos Directos - DC
Costos de Equipo Adquirido
Filtro de tela (costo de equipo) + bolsas + equipo auxiliar
Instrumentac ion
Impuestos sobre la venta
Transports
Costo de Equipo Adquirido (PEC)
Costos Directos de Instalacion
Cimientos y soportes
Manejo y ereccion
Sistema electrico
Tuberia
Aislamiento para el sistema de conductosb
Pintura0
Costo Directo de Instalacion
Site preparation - SP (preparacion del sitio)
Edificaciones
Costo Directo Total (DC)
Costos Indirectos - 1C(instalacion)
Ingenieria
Gastos de construcciony campo
Honorarios del constructor
Inicio de obra
Prueba de rendimiento
Contingencias
Costo Indirecto Total (1C)
Tal como sea estimado, A
0.10A
0.03 A
0.05 A
B=1.18A
0.04B
0.50 B
0.08 B
0.01 B
0.07B
0.04B
0.74B
Tal como sea requerido, SP
Tal como sea requerido, Edif.
1.74B+57J+Edif.
0.10B
0.20 B
0.10B
0.01 B
0.01 B
0.03R
0.45 B
Inversion de Capotal Total (TCI) =DC + IC
2.19 B + SP + Edif.
a Referenda [24], revisada
b Costos del sistema de conductos y la chimenea, incluyendo los costos del aislamiento, pueden ser obtenidos del
capitulo 10 del manual. Este factor de instalacion se refiere unicamente a el aislamiento de las cajas de los
ventiladores y otros auxiliares, excepto los sistemas de conductos y las torres de chimenea.
c El uso incrementado de recubrimientos especiales pudiera aumentar este factor hasta 0.6 B o mas. [Los factores
presentados en la tabla 5.8 son para las condiciones de instalacion promedio. Se puede observar una variation
considerable con otras circunstancias de instalacion diferentes del promedio.
1-39
-------
110
>- 100
-e
§ 90-
O
73 80
0
o
don = 1,78 +2
/
don =3,2 59<
^^
*~~~^
546 X (GCA
S
/
2 .9 71 X (GCA
_,
^^~
^^
nft2)
/
^^
^^^
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18 20
Gross Cloth Area (1 ,000 sq ft)
Figura 1.6: Costos de Equipo para los Fiftros con Agitacion (Intermitentes)
Note: This graph should not be extrapolated
Note: GCA = Gross Cloth Area in sqft
Source:ETSInc.
O
T3
O
O
-------
150
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18 20 22 24
Gross Cloth Area (1,000 sqft)
Figura 1.8: Costos de Equipo para los Filtros con Chorro a Pulso
(de Caja Comun)
Note: this graph should not be extrapolated
Note: GCA= Gross Cloth Area in sqft
Source: ETS Inc.
1-41
-------
CD
cc
O
T3
8
CD
200
190
180
170
160
150
140
o oo
O CD
o cj>
o
o
CD
cr
LJJ
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24
Gross Cloth Area (1,000 sqft)
Figura 1.9: Costos de Equipo para los Filtros con Chorro a Pulso
(Moddares)
Note: this chart should not be extrapolated
Note: GCA= Gross Cloth Area in sqft
Source: ETS Inc.
1-42
-------
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60
Gross Cloth Area(1,000 sqft)
Figura 1.10: Costos de Equipo para los Filtros con Cartuchos
Note: this graph should not be extrapolated
Note: GCA= Gross Cloth Area in sqft
Source: ETS Inc.
10 20 30
40 50 60 70 80
Gross Cloth Area (1,000 sqft)
90 100 110 120
Figura 1.11: Costos de Equipo para los Filtros con Aire a la Inversa
(Modulares)
Note: this graph should not be extrapolated
Note GCA= Gross Cloth Area in sqft
Source: ETS Ire.
1-43
-------
7 R
3 4 -
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0 50 100 150 200 250 300 350 400 450 500 550 600
Gross Cloth Area (1 ,000 sqft)
Figura 1.12:Costos de Equipo para los Filtros con Aire a la Inversa
(Fabricados por pedido)
Note: this graph should not be extrapolated
Note GCA= Gross Cloth Area in sqft
Source: ETS Ire.
1-44
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1.5 Estimancto los Costos Anuales Totales
1.5.1 Costo Directo Anual
Los direct annual costs (costos directos anuales) incluyen la mano de obra de operation y de
supervision, los materiales para la operation, las bolsas de repuesto, el mantenimiento (la mano de obra y
los materiales), los servicios, y el desecho del polvo. La mayoria de estos costos se discuten individualmente
a continuation. Vaiian con la localization y el tiempo y, por esta razon, deben ser obtenidos para adecuarse
al si sterna especifico de casa de bolsas que esta siendo presupuestado. Por ejemplo, las tarifas de mano
de obra en la actualidad se pueden obtener de publicaciones tales como Monthly Labor Review, publicado
por Bureau of Labor Statistics (BLS), del U.S. Department of Labor, el Departamento del Trabajo de
los Estados Unidos, u obtenidos del sitio en la red mundial del BLS en: http://sta.ts. bls.gov.
1.5.1.1 Mano de Obra de Operation y de Supervision
Los requisites tipicos de la mano de obra de operation son de 2 a 4 horas por turno para un amplio
rango de tamanos de filtros.[26] Cuando los filtros de tela son operados para satisfacer las regulaciones
de Maximum Achievable Control Technology -MACT'(Maxima Tecnologia de Control Alcanzable), es
probable que el limite superior del rango es adecuado. Las unidades pequenas o de buen rendimiento
pueden requerir menos tiempo, mientras que las unidades muy grandes o problematicas pueden requerir
mas. La mano de obra supervisora se cotiza al 15 por ciento de la mano de obra de operation.
1.5.1.2 Materiales de Operation
Por lo general no se requieren materiales para la operation de las casas de bolsas. Una exception
es el uso de materiales para recubrimiento inyectados en el lado de entrada de la casa de bolsas para
proporcionar una capa protectora de polvo sobre las bolsas cuando particulas pegajosas o corrosivas
pudieran danarlas. Los adsorbentes pueden ser inyectados de manera similar cuando la casa de bolsas es
usada para la remocion simultanea de particulas y gas. Los costos para estos materiales deben ser
incluidos en base a los dolares-por-masa (por ej emplo, en dolares por tonelada).
1.5.1.3 Mantenimiento
La mano de obra de mantenimiento varia de 1 a 2 horas por turno. [26] Tal como con la mano de
obra de operation, estos valores pudieran ser reducidos o excedidos dependiendo del tamano y la dificultad
de operation de una unidad en particular. La parte superior del rango puede ser requerida para que la
operation satisfaga las regulaciones MACT. Los costos de los materiales para mantenimiento se suponen
iguales a los costos de la mano de obra de mantenimiento. [26]
1-45
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1.5.1.4 PartesdeReemplazo
Las partes de reemplazo consisten de las bolsas de filtro, las que tienen una vida de operation tipica
de alrededor de 2 a 4 anos. La formula siguiente se usa para calcular el costo de reemplazo de las bolsas:
CRCB =(CB +Cl)xCRFB (1.13)
en donde
CRCB = costo de la recuperation del capital de las bolsas ($ dolares/ano)
CB = costo initial de las bolsas incluyendo impuestos y transports ($ dolares)
CL = costo demanodeobra para el reemplazo de las bolsas ($ dolares)
CRFB = capital recovery factor (factor de recuperation del capital - definido en el capitulo 2)
cuyo valor es una funcion de la tarifa de interes anual y la vida Ml de las bolsas (por
ej emplo, para una tarifa de interes del 7 por ciento y una vida de 2 anos, CRFB =
0.5531.)
El costo de la mano de obra para el reemplazo de las bolsas (CL) depende del numero, tamano, y tipo
de bolsas; su accesibilidad; como se encuentran conectadas a la lamina-tubo de la casa de bolsas; y otros
factores especificos al sitio que aumentan o disminuyen la cantidad de mano de obra requerida. Por
ej emplo, una casa de bolsas con aire a la inversa probablemente requiera de 10 a 20 minutos-persona
para cambiar una bolsa de 8 pulgadas por 24 pies que esta sujeta en su sitio por medio de pinzas.
Basandose en una superficie de filtrado de aproximadamente 5o pies cuadrados y una tarifa de mano de
obra de $29.15 dolares. por hora (incluyendo los gastos generates), CL seria $0.10 a $0.19 dolares. por
pie cuadrado de superficie de bolsa. Como muestra la tabla 5.8, para algunas bolsas (por ej emplo, las
bolsas de poliester), este rango de CL constituiria una fraction del costo adquirido. Para los chorros de
pulso el tiempo seria de 5 a 10 minutos-persona para una bolsa de 5 pulgadas por 10 pies en una casa de
bolsas con acceso por la parte superior se contrarresta parcialmente recortando la cantidad de tela en la
casa de bolsas, pero puede existir una mayor cantidad de las bolsas mas pequenas. Estos tiempos de
reemplazo de bolsas estan basados en el cambio de un minimo de un modulo entero y en tener disenos
tipicos de casas de bolsas. Los tiempos serian significantemente mas largos si solo unas pocas bolsas se
fueran a reemplazar o si el diseno para conectar o accesar las bolsas fuera atipico. Se toma alrededor de
4 minutos para reemplazar un cartucho en las casas de bolsas con montaje horizontal. Las casas de bolsas
de estilo antiguo con montaj e vertical y tubos de soplado a traves de los cartuchos toma alrededor de 20
minuto por cartucho.
La metodologia del OAQPS Control Cost Manual (el Manual para el Control de Costos de la
OAQPS) trata a las bolsas y a la mano de obra para el reemplazo de bolsas como una inversion amortizada
sobre la vida Ml de las bolsas, mientras que el resto del sistema de control es amortizado sobre su vida Ml,
tipicamente de 20 anos (vease la subsection 1.4.2). Los valores de los factores para la recuperation del
capital para bolsas con diversas vidas Mies pueden ser calculados a partir de la ecuacion 1.3.
1-46
-------
1.5.1.5 Electric! dad
La electricidad se requiere para operar los ventiladores del sistema y el equipo de limpieza. La
potencia del ventilador de gas primario puede ser calculada a partir de la ecuacion 1.7, sustituyendo en eta
ecuacion una eficiencia combinada de ventilador y motor de 0.65 y una gravedad especifica de 1 .000.
Obtenemos:1
Potencia vinttlador =0.000181 g(A?)6> (1.14)
en donde
Potencia ventilador = requisite de potencia del ventilador (kW-hora por ano)
Q = velocidad de flujo del sistema (pies cubicos reales por minuto)
AP = caida de presion del sistema (pulgadas de H2O)
0 = tiempo de operation (horas por ano)
La energia de limpieza para sistemas de aire a la inversa puede ser calculada (usando la ecuacion 1 . 14) a
partir del numero de compartimientos a ser limpiados a la vez (generalmente uno, a veces dos), y la
relation de gas-a-tela a la inversa (a partir de alrededor de una dos veces la relation de gas-a-tela hacia
adelante). La caida de presion del aire a la inversa varia hasta 6 o 7 pulgadas de fLp dependiendo de la
localization del punto de levantamiento de levantamiento del ventilador (antes o despues del ventilador
principal del sistema).2 El ventilador de aire a la inversa por lo general opera de manera continua.
El consumo tipico de energia en kilovatios-hora por ano paraun sistema con agitation operado 8 760
horas al ano puede ser calculado a partir de: [5]
P =0.053 A O-15)
donde
A = superficie de tela en grueso (pies cuadrados)
1.5.1.6 Combustible
Los costos de combustible deben ser calculados si la casa de bolsas o el sistema de conductos
asociado se calienta para prevenir la condensation. Estos costos pueden ser significantes, pero pueden
ser dificiles de predecir. Para obtener information acerca de metodos para calcular los requisites para la
transferencia de calor, vease la referencia de Perry.3
1.5.1.7 Agua
El enfriamiento de los gases de proceso a temperaturas aceptables para telas en uso puede ser logrado
mediante la dilution con aire, la evaporation con agua, o el intercambio de calor con equipo normal. El
5Tipicamente, el 8 por ciento del costo initial de las bolsas.
1-47
-------
equipo de evaporation y el intercambio de calor normal requiere el consumo de la agua de la planta,
aunque los costos generalmente no son significantes. La section 4.4 del capitulo 4 proporciona information
sobre la estimation de los costos del agua para enfriamiento.
1.5.1.8 Aire Comprimido
Los filtros de chorro a pulso usan aire comprimido a presiones desde alrededor de 60 a 100 libras por
pulgada cuadrada en valvula,psig. El consumo tipico es de alrededor de 2 pies cubicos estandares por
minuto por 1 000 pies cubicos por minuto de gas filtrado. Por ej emplo, una unidad que filtra 20 000 pies
cubicos por minuto de gas usa alrededor de 40 pies cubicos estandar por cada minuto que el filtro es
operado. Para cada pulso, los filtros de cartucho con telas no tejidas usan 10 pies cubicos estandares por
minuto por 1 000 pies cuadrados o 14 pies cubicos estandares por minuto por 1 000 pies cuadrados a
una presion de pulso de 60psigo90psig, respectivamente, en un diseno del fabricante.4 Al usar medios
de papel, las cantidades de aire son de 1.7 y 2.2 pies cubicos estandares por minuto por 1 000 pies
cuadrados a las presiones respectivas. La frecuencia de los pulsos varia dentro de un rango de alrededor
de 5 a 15 minutos. Un costo tipico para el aire comprimido es de $0.25 dolares. por 1 000 pies cubicos
estandares en dolares de 1998.
1.5.1.9 Desecho del Polvo
Si el polvo recolectado no puede ser recolectado o vendido, debe ser desechado en un relleno
sanitario o en alguna otra manera. Los costos de desecho son especificos al sitio, pero tipicamente van de
$35 to $55 dolares por tonelada en basureros municipales en el estado de Pennsylvania, Estados Unidos,
excluyendo la transportation (vease la section 2.4 del capitulo 2). Pueden estar disponibles costos
menores para operaciones industrials con contratos de desecho a largo plazo. El desecho de los residues
peligrosos pueden costar $150 dolares por tonelada o mas.
1.5.2 Costo ledirecto Anual
Los costos indirectos anuales incluyen la recuperation del capital, los impuestos de la propiedad, la
aseguranza, los costos administrativos («G&A»\ y los gastos generates El costo de la recuperation del
capital se basa en la vida del equipo y la tarifa de interes anual empleada. (Vease el capitulo 2 para una
discusion del costo de la recuperation del capital y las variables que la determinan). Para los filtros de tela,
la vida del sistema varia de 5 a 40 anos, siendo tipicamente de 20 anos. [26] Sin embargo, esto no se aplica
a las bolsas, las cuales por lo general tienenvi das mucho mas cortas. (Vease la section 1.5.1.) Porlo
tanto, uno debe basar las estimaciones del costo de recuperation del capital del sistema en el costo de
capital instalado, menos el costo de reemplazar las bolsas (o sea, el costo adquirido de las bolsas mas el
costo de la mano de obra necesaria para reponerlas). Algebraicamente:
1-48
-------
CRCS = [TCI-CB-CI]:RFS (i.ie)
en donde
CRCs = costo de la recuperacion del capital para el sistema de filtros de tela
($ dolares por ano).
TCI = inversion de capital total ($ dolares)
CB = costo inicial de las bolsas incluyendo los impuestos y la transportation ($
dolares)5
CL = costo de la mano de obra para el reemplazo de las bolsas ($ dolares)
CRFs = factor de recuperacion del capital para un si sterna de filtros de tela
(defmido en el capital o 2).
Por ejemplo, para una vida del sistema de 20 anos y una tarifa de interes anual del 7 por ciento, el CRFs
seriade 0.09439.
El factor sugerido a usar para los impuestos de propiedad, la aseguranza, y los cargos administrativos
es del 4 por ciento de la 7C/(vease el capitulo 2). Finalmente, los gastos generates se calculan como el 60
por ciento de los materiales de mano de obra (de operation, supervisora, y de mantenimiento) y de
mantenimiento.
1.5.3 Creditos por Recuperacion
Para los procesos que pueden usar de nuevo el polvo recolectado en la casa de bolsas o que pueden
vender el polvo (por ej emplo, la ceniza flotante que se vende como un extendedor para las mezclas para
pavimentar), se debe tomar un recovery credit-RC (credito por recuperacion). Tal como se uso en la
ecuacion 5.17, este credito (RC) debe restarse del total annual cost -TAC (costo anual total).
1.5.4 Costo Total Aeual
El costo anual de ser propietario y operar un sistema de filtros de tela es la suma de los componentes
enumerados en las secciones 1.4.1 a 1.5.3, o sea:
CRCS = [TCI-CB-CI]CRFS (i.ii)
donde
TAC = costo anual total ($ dolares)
DC = costo directo anual ($ dolares)
1C = costo indirecto anual ($ dolares)
RC = creditos de recuperacion (anual) ($ dolares)
1-49
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1.6 Problems cte Ejemplo
Supongase que se requiere una casa de bolsas opera controlar las emisiones de ceniza flotante
provenientes de una caldera alimentada por carbon. La corriente de gas es de 50 000 pies cubicos reales
por minuto a 325 °F y tiene un cargado de ceniza de 4 gramos por pie cubico real. El analisis de la ceniza
muestra un diametro de masa medio de 7 mi eras. Supongase que la casa de bolsas opera 8 640 horas al
ano(360dias).
La relacion de "gas-to-cloth " - G/C (gas-a-tela) puede ser tomada de la tabla 1.1 como 1.5, para
las telas tejidas en casas de bolsas con agitation o con aire a la inversa; o 5, para felpas usadas en las casas
de bolsas de chorro pulsante. Si se usara un metodo por factores para estimar G/T, la tabla 1.3 para los
agitadores generaria los siguientes valores: A = 2, B = 0.9, y C = 1.0. La relacion de gas-a-tela seria de:
2x0.9x1.0=1.8.
Este valor tambien puede ser usado para la limpieza por aire a la inversa. Para una unidad de chorro
pulsante, la tabla 1.4daun valor de9.0para el factor " A" y 0.8 para el factor "B". Laecuacion 1.11 se
vuelve:
V= 2.878 x 9.0 x 0.8(275)"°2335(4)"°06021(0.7471 + 0.0853 In 7)
= 4.69
Debido a que este valor es tanto mas grande que la relacion G/C en agitadores/aire a la inversa,
concluimos que la casa de bolsas de chorro pulsante seria el diseno menos costoso. Esta conclusion se
basa en la inferencia de que una relacion G/C mucho mas grande generaria un capital mas baj o y, a su vez,
costos anuales mas baj os. Sin embargo, para hacer una selection mas rigurosa, necesitariamos calcular y
comparar los costos anuales totales de todos los tres disenos de casas de bolsas (suponiendo que todos
los tres fueran aceptables tecnicamente). Se invita al lector a que haga esta comparacion. Se puede
encontrar una discusion adicional de los efectos de los aumentos de la relacion G/C, y sus aumentos en la
caida de presion que los acompanan, sobre los costos anuales totales en la referencia [30] . Supongase
que el uso de la limpieza en linea en una estructura de caja comun y, debido a la alta temperatura de
operation, el uso de bolsas de filtro de vidrio (vease la tabla 1.6).6 A una relacion de gas-a-tela de 4.69,
latelarequeridaes :
50,000 pies cubicos reales por minuto / 4.69 pies por minuto = 10,661 pies cuadrados.
De manera adicional, COST-AIR - la hoja de trabajo para e! control de costos para filtros de tela calcula los costos
de capital y anuales para todos los tres disenos. Las hojas COST-AIR se pueden descargar a un disco en:
http: //www. epa. go v/ttn/catc/products.html#cccinfo.
6 Tal como se muestra en la tabla 1.6, otros materiales de bolsa (e.g.,_Nomex) tambien podrian tolerar esta temperatura de
operacion. Pero la fibra de vidrio es la menos costosa en base al costo de adquisicion. Para ambientes pesados, una bolsa mas
costosa pero mas durable pudiera costar menos en base al costo anual total.
Esta es el area total (en grueso) de bolsas requerida. No se ha aplicado ningun factor de ajuste aqui, porque esta es una unidad
de chorro a pulso con una caja envoltura comun que es limpiada continuamente durante su operacion. De esta manera, no se
necesita un compartimiento de bolsas adicional, y las areas en grueso total y netas son iguales.
1-50
-------
A partir de la figura 1 . 8, el costo de la casa de bolsas (con diseno de "caj a comun") es:
Costo =2,307 + 7.163(10,661) = $78,672
El aislamiento es requerido. El costo de adicion del aislamiento a partir de la figura 1 .4 es:
Costo = 1,04 1 + 2.23(10,661) =$24,8 15
A partir de la tabla 1.8, los costos de las bolsas son de $1 .69 dolares. por pie cuadrado para bolsas de 5-
1/8 pulgadas de diametro removidas por la parte inferior. El costo total de las bolsas es:
10,661 pies cuadrados x $1.69 dolares por pie cuadrado = $18,017 dolares.
Parajaulas de 10 pies de longitud:
area de tela por jaula = -, - r x n x 1 0 ft = 1 3.42 ft
(IJT)
(10,66 I ft2)
el numero de jaulas =
, - rr-
(13.42//2)
= 795 jaulas (redondeado al proximo entero)
Delatabla 1.7, el costo de las jaulas individualeses:
2.5212 x 13.42 pie cuadrado (0.5686) = $11,037 dolares.
El costo total de las jaulas es:
795 jaulasx $11 037 dolares/jaula = $8,774.
1-51
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Suponiendo que los siguientes costos auxiliares han si do estimados a partir de los datos en otras
partes del Manual.
Si sterna deConductos $19,000 dolares.
Ventilador $19,000
Motor $12,000
Encendedor $4,700
Amortiguadores $9,800
Compresor $8,000
Transportador de Tomillo $5,000
Chimenea $12.000
Total $89,500
Los costos directos para el sistema de filtro de tela, basandose en los factores en la tabla 1.9, se presentan
en la tabla 1.10. (Una vez mas, suponemos que los costos de la preparation del sitio y de los edificios es
insignificante.) La inversion de capital total es de $569,000 dolares. La tabla 1.11 presenta los costos
anuales directos e indirectos, tal como se calculan con los factores presentados en la section 1.51. Para
la mano de obra de reemplazo de bolsas, suponganse 10 minutos por bolsa para cada una de las 795
bolsas. Aunatarifa de obra de mantenimiento de $29.65 dolares (incluyendo los gastos generates), el
costo por mano de obra es de $3 943 dolares por 133 horas. Se supone que las bolsas yjaulas seran
repuestas cada 2 anos. El costo del reemplazo se calcula usando la ecuacion 1.13.
La caida de presion (para los costos de energia) puede ser calculada a partir de las ecuaciones 1.8 y
1.9, con los siguientes valores supuestos:
\(ft/min)
P} = 100 psig
intervalo de limpieza = 10 min
Ademas suponemos que una relation G/C de 4.69 pies por minuto es una buena estimation de la
velocidad superficial promedio sobre la duration del ciclo de filtrado.
1-52
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w = c ve
0 ,
gr lib ft
^-r x - x 4.69^- x 10/w/H
//3 7,000gr min
Ib
= 0.0268
2
A? =6.08x4.69 — x(l 00 psi
m in v
i»H20
+ 15 Vx 0.0268-x4.69
2 2
/ wn
= 3.32 pig H20 a traves de la tela (totalmente cargada).
Se supuso que la estructura de la casa de bolsas y el sistema de conductos contribuyen 3 y 4 pulgadas de
H2O adicionales, respectivamente. La caida de presion en total es, por lo tanto, de 10.3 pulgadas.
El costo anual es $474,000 dolares., 39 por ciento del cual es para el desecho de la ceniza. Si se
pudiera encontrar un mercado para la ceniza flotante, el costo anual total descenderia a $274,000 ($474,000
- $185,000 - $14,800) dolares., o el 58 por ciento del costo cuando no existe ningun mercado. Claramente,
el costo anual total es extremadamente sensitivo al valor seleccionado para el costo del desecho del polvo
en este caso. En este caso y en otros similares, este valor debe ser seleccionado con cuidado.
1-53
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Tabla 1.10 Costos de Capital de un Sistema de Filtro de Tela •
Problema de Ejemplo ($ del 2° trimestre de 1998)
Articulo de Costo
Costo
Costos Directos - DC
Costos del Equipo Adquirido
Filtro de Tela (con aislamiento)(costo de equipo)
Bolsas y Jaulas
Equipo Auxiliar
Suma = A
Instrumentation, 0.1 A
Impuesto sobre la Venta, 0.03 A
Transportation, 0.05A
Costos del equipo adquirido, B
Costos de la Instalacion Directa
Cimientos y Soportes, 0.04B
Manejo y erection, 0.5OB
Sistema Electrico, 0.08B
Tuberia, 0.0IB
Aislamiento para el Sistema de Conductos, 0.07B
Pintura, 0.04B
Costo de la instalacion directa
Preparation del Sitio
Instalaciones y Edificios
Costo Directo Total -DC
Costos Indirectos (instalacion)
Ingenieria, 0.1 OB
Gastos de Construction y de Campo, 0.20B
Honorarios del Contratista, 0.10B
Inicio de la Obra, 0.0IB
Prueba de Rendimiento, 0.0IB
Contingencias, 0.03B
Costo Indirecto Total - 1C
Inversion de Capital Total (redondeada) - TCI
$103,847
26,791
89,500
$220,138
22,014
6,604
11 ^007
$259,763
10,391
129,882
20,781
2,598
18,183
10;391
192,226
$451,989
25,976
51,953
25,976
2,598
2,598
7J93
$116,894
$569,000
1-54
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Tabla 1.11 Costos Anuales de un Sistema de Filtro de Tela -
Problema de Ej emplo ($ del 2° trimestre de 1998)
Componente delCosto
Calculos
Costo
Costos Anuales Directos -DC
Mano de Obra de Operation
Operador
Supervisor
Materiales de Operation
Mantenimiento
Mano de Obra
Material
Partes de Repuesto, Bolsas
Servicios
Electricidad
Aire Comprimido
(secado y filtrado)
Desecho de Residues
DC Total
Indirect Annual Costs, 1C
Gastos Generates
Cargos Administrativos
Impuesto sobre la
Propiedad
Aseguranza
Recuperation del
1C Tot ales
Capital13
(redond.)
Costo Anual Total - TAG
2 h 3 tumce „ 360 dias
tumos
$17.26
15% del operador = 0.15 x 37,282
1 h x ? turnos x 360 dias y $17.74
turno dia ano h
100%de la mano de obra de manteniniento
[3,943 + (26,791 x 1.08a)] xO.5531
0.000181 x 50,000 acfmc x 1Q3 pulg. H2O :
J640h $0.0571
2scfinc
1,000 acfm
x 50,000 acfm :
$0.25
1,000 scfc
eOnm-to x 8,640 h
h am
a $25Aonelada en el sitio poruna eficiencia de recoleccion
esencialmente del 100%
eficiercia 4 s™os x 1 libtas x 50,000 pie3 x 60 minutos
pie3 7,000 granos h
v 8,640 h v 1 tonekda v $25
ano 2,000 lihias tonekda
(redondeado)
60% de la suma de mano de obrade oper., supv., y mant y
material de mant.= 0.6(37,282+5,592+19,159+19,159)
2% de la Inversion de Capital Total = 0.02 ($568,883)
1% de la Inversion de Capital Total = 0.01 ($568,883)
1% de la Inversion de Capital Total = 0.01 ($568,883)
0.09439 (568,883- 3,943 - 28,934 x 1.08)
(redondeado)
$37,282
5,592
19,159
18,184
54,04
185,134
319,5
4,8715e+22
$446,000
3E1 factor de 1.08 factor es para los impuestos por la venta y el embalaje.
bEl factor de costo de la recuperation del capital, CRF, es una funcion del filtro de tela o vida del equipo y el
costo de oportunidad del capital (o sea, la tasa de interes). Por ejemplo, para una vida del equipo de 20 anos y
una tasa de interes del 7%, el CRF = 0.0943 9.
cscfm = pies aibicos estandares por rrrinuto; acfin = pies cubicos reales por minuto; scf= pies aibicos estandares
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1.7 Reconocimientos
Reconocemos con agradecimiento a las siguientes companias por contribuir information para esta
seccion:
Aget Manufacturing Company (Adrian, Michigan)
B ACT Engineering, Inc. (Arlington Heights, Illinois)
The BHA Group (Kansas City, Missouri)
Dustex Corporation (Charlotte, North Carolina)
EV Air Systems, Inc. (Charlotte, North Carolina)
Fuller Company (Bethlehem, Pennsylvania)
W. L. Gore and Associates, Inc. (Elkton, Maryland)
Griffin Environmental Company, Inc. (Syracuse, Nueva York)
HosokawaMikropul (Summit, New Jersey)
W. W. Sly Manufacturing Company (Cleveland, Ohio)
Zum Industries, Inc. (Birmingham, Alabama)
Los autores reconocen agradecidamente el trabaj o de Andrew S. Viner (anteriormente con RTI) y de
Richard E. Jenkins (anteriormente con EPA), quienes contribuyeron a las ediciones previas de esta capitulo,
el cual esta siendo revisado para reflej ar los cambios en la tecnologia y en los costos.
1-56
-------
Referencias
[1] Van Osdell, D. W., M. B. Ranade, G. P. Greiner, y D. F. Furlong, Electrostatic Augmentation of
Fabric Filtration: Pulse-jet Pilot Unit Experience, Noviembre de 1982 (EPA-600/7-82-062).
[2] Viner, A. S., G. P. Greiner, D. F. Furlong, y R. G. Hurst, Pilot-Scale Evaluation of Top-Inlet and
Advanced Electrostatic Filtration, Octubre de 1986 (EPA-600/7-86-042).
[3] Donovan, R. P., Fabric Filtration For Combustion Sources, Marcel Dekker, Inc., Nueva York,
1985.
[4] Turner, J. H., "Bag Filtration," en Handbook of Multiphase Systems, editado por G. Hetsroni,
Hemisphere, Nueva York, 1982.
[5] Turner, J. H., y J. D. McKenna, "Control of Particles by Filters," en Handbook of Air Pollution
Technology, editado por S. CalvertyE. Englund, John Wiley & Sons, Nueva York, 1984.
[6] Palazzo, L., J. Woolston, y P. Ristevski, Retrofitting Shaker Baghouses to Cartridge Pulse Jet
Technology^ The User and Fabric Filtration Equipment- VII, Proceedings, Toronto, Septiembre
12-14,1994, Air and Waste Management Association, Pittsburgh.
[7] Klimczak, William, comu e innformacion de la publication P6100 de Dustex, Principles of Pulse
Jet Filter Performance.
[8] Broadway, R. M. y R. W. Cass, Fractional Efficiency of a Utility Boiler Baghouse: Nucla
Generating Plant, Agosto de 1975 (EPA-600/2-75-013-a [NITS PB 246 641]).
[9] Cass, R. W. y R. M. Bradway, Fractional Efficiency of a Utility Boiler Baghouse: Sunbury
Steam Electric Station, Marzo de 1976 (EPA-600/2-76-077a [NTIS PB253 943]).
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[11] Frederick, E. R., Electrostatic Effects in Fabric Filtration: Volume 11. Triboelectric
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[12] Frederick, E. R., Electrical Effects in Particulate Matter Processes, Filter Media Specification,
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[13] Dennis, R, y H. A. Klemm, "Modeling Concepts for Pulse Jet Filtration." JAPCA, 30(1), Enero de
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[14] Leith, D. y M. J. Ellenbecker, "Theoiy for Pressure Drop in a Pulse-Jet Cleaned Fabric Filter." Atm.
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[15] Koehler, J. L. y D. Leith, "Model Calibration for Pressure Drop in a Pulse- Jet Cleaned Fabric
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[18] Vatavuk, W. M., and R. B . Neveril, "Estimating Costs of Air-Pollution Control Systems, Part XI:
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1-58
-------
EPA 452/B-02-002
6
de
-------
EPA 452/B-02-002
3
James H. Turner
Phil A. Lawless
Toshiaki Yamamoto
David W. Coy
Research Triangle Institute
Research Triangle Park, NC 27709
John D. McKenna, John C. Mycock & Arthur B. Nunn
ETS, Inc.
Roanoke, VA 24018-4394
Gary P. Greiner
JohnD. McKenna
ETS, Inc.
Roanoke, VA 24018-4394
William M. Vatavuk
Innovative Strategies and Economics Group, OAQPS
U.S. Environmental Protection Agency
Research Triangle Park, NC 27711
Septiembre 1999
3-1
-------
Contenicto
3.1 Description del Proceso 3-4
3.1.1 Introduction 3-4
3.1.2 TiposdePESs 3-4
3.1.2.1 Precipitadores de Placa-Alambre 3-4
3.1.2.2 PrecipitadoresdePlacaPlana 3-7
3.1.2.3 PrecipitadoresTubulares 3-8
3.1.2.4 Precipitadores Humedos 3-9
3.1.2.5 Precipitadores de Dos Etapas 3-9
3.1.3 Equipo Auxiliar 3-9
3.1.4 TeoriadelaPrecipitacionElectrostatica 3-12
3.1.4.1 Punto de Operation Electrico 3-12
3.1.4.2 CargadodeParticulas 3-15
3.1.4.3 RecolecciondelaParticula 3-17
3.1.4.4 EscabullimientoyReencauzamientoporGolpeteo 3-19
3.2 Procedimiento deDiseno del PES 3-22
3.2.1 AreaEspecificadeRecoleccion 3-22
3.2.1.1 Procedimiento para SC A con Velocidad de Migration Conocida 3 -22
3.2.1.2 ProcedimientoCompletoparaSCA 3-25
3.2.1.3 Area Especifica de Recoleccion para Precipitadores Tubulares 3-31
3.2.2 VelocidaddeFlujo 3-32
3.2.3 CalculosdeCaidadePresion 3-33
3.2.4 CaracteristicasdelaParticula 3-35
3.2.5 Caracteristicas del Gas 3-36
3.2.6 Limpieza 3-36
3.2.7 Caracteristicas de Construction 3-37
3.3 Estimacion de la Inversion de Capital Total 3-38
3.3.1 Costo del Equipo 3-39
3.3.1.1 CostosdelPES 3-39
3.3.1.2 Factor de Costo de Reconversion 3-43
3.3.1.3 Equipo Auxiliar 3-44
3.3.1.4 Costos de Precipitadores de Dos Etapas 3-44
3.3.2 Costo Total de Equipo Comprado 3-44
3.3.3 Inversion de Capital Total (TCI) 3-46
3-2
-------
3.4 EstimationdelosCostos Totales Anuales 3-46
3.4.1 Costos Directos Anuales 3-46
3.4.1.1 Mano de Obra de Operationy de Supervision 3-47
3.4.1.2 Materiales de Operation 3-49
3.4.1.3 Mantenimiento 3-49
3.4.1.4 Electricidad 3-49
3.4.1.5 Combustible 3-51
3.4.1.6 Agua 3-51
3.4.1.7 AireComprimido 3-51
3.4.1.8 DispositiondePolvo 3-51
3.4.1.9 Tratamiento de Agua Residual 3-52
3.4.1.10 Costos de Acondicionamiento 3-52
3.4.2 CostosIndirectos Anuales 3-52
3.4.3 Recuperacionde Creditos 3-53
3.4.4 CostoTotal Anual 3-53
3.4.5 ProblemadeEjemplo 3-53
3.4.5.1 SCAdeDiseno 3-53
3.4.5.2 Costo del PES 3-57
3.4.5.3 Costos de Auxiliares 3-57
3.4.5.4 Inversion de Capital Total 3-57
3.4.5.5 CostosAnuales-CaidadePresion 3-58
3.4.5.6 Costo Total Anual 3-58
3.5 Reconocimientos 3-61
Referencias 3-62
ApendiceA 3-64
3-3
-------
3.1 Description del Proceso
3.1.1 Introduction
Un precipitador electrostatico (PES) es un dispositive de control de pardculas que utiliza
fuerzas electricas para mover las particulas fuera de la corriente de gas y sobre las placas del
colector. A las parti culas se les da una carga electrica forzandolas a que pasen a traves de una
corona, una region en la cual fluyen iones gaseosos. El campo electrico que forza a las parti culas
cargadas hacia las paredes, proviene de electrodos que se mantienen aun alto voltaje en el centro
de la linea de fluj o. La Figura 3.1 es un ej emplo de los componentes del precipitador electrostatico.
Una vez que las parti culas son recolectadas sobre las placas, deben ser removidas de las
placas sin que se re-encaucen en la corriente de gas. Esto se logra usualmente desprendiendolas
de las placas, permitiendo que la capa de parti culas recolectada se deslice hacia una tolva desde
la cual son evacuadas. Algunos precipitadores remueven las particulas con lavados con agua
intermitentes o continuos.
3.1.2 TiposdePESs
Los PESs estan configurados de varias maneras. Algunas de estas configuraciones han
sido desarrolladas para una action de control especial y otras han evolucionado por razones
economicas. Los tipos que seran descritos aqui son (1) el precipitador de placa-alambre, la
variedad mas comun, (2) el precipitador de placa plana, (3) el precipitador tubular, (4) el
precipitador humedo, el cual puede tener cualquiera de las configuraciones mecanicas anted ores;
y (5) el precipitador dedosetapas. VerlaFigura 1.14 para ejemplosde configuraciones de PES
de placa plana y de placa-alambre tipicos.
3.1.2.1 Precipitadores de Placa-Alambre
Los PESs de placa-alambre son utilizados en una amplia variedad de aplicaciones
industriales, incluyendo calderas que queman carbon, homos de cemento, incineradores de residues
no-peligrosos, calderas de recuperation en plantas de papel, unidades de refinacion de petroleo
por desintegracion catalitica, plantas de sinterizacion, homos basicos de oxigeno, homos de chimenea
abierta, homos de arco electrico, baterias de hornos de coque y homos de vidrio.
En un PESs de placa-alambre, el gas fluye entre placas paralelas de metal y electrodos a
alto voltaj e. Estos electrodos son alambres largos con pesas, colgando entre las placas o soportados
ahi por estructuras tipo viguetas (armazones rigidas). En cada direction de fluj o, el fluj o del gas
debe pasar por cada alambre en secuencia a medida que fluye a traves de la unidad.
3-4
-------
El PES de placa-alambre permite que muchas lineas de fluj o operen en paralelo y cada
linea puede ser muy alta. Como resultado, este tipo de precipitador es adequado para manej ar
grandes volumenes de gas. La necesidad de golpetear las placas para desprender el material
recolectado, ha ocasionado que la placa sea dividida en secciones, en ocasiones tres o cuatro en
serie una con otra, las cuales pueden ser golpeteadas independientemente. Con frecuencia, las
fuentes de energia son seccionadas de la misma manera para obtener may ores voltajes de
operation y puede emplearse un seccionamiento electrico adicional para incrementar la seguridad
de funcionamiento. El polvo tambien se deposita en el alambre electrodo de descarga y debe ser
removido periodicamente en forma similar a la placa de recoleccion.
Las fuentes de energia son PES convierten el voltaj e industrial de corriente altema (ca)
(220 a 480 V), a voltaj e pulsante de corriente directa (cd) en el rango de 20,000 a 100,000 V
segun se necesite. El suministro consiste de un transformador grande, rectificadores de alto voltaj e
y, a veces, filtros capacitores. La unidad puede suministrar voltaj e rectificado de cd ya sea de
media onda o de onda completa. Hay componentes auxiliares y controles para permitir ajustar el
voltaj e al valor mas alto posible sin excesivo chisporroteo y para proteger la fuente y los electrodes
en caso de que ocurra un arco fuerte o un corto circuito.
El voltaj e aplicado a los electrodos causa que el aire entre los electrodos se rompa
electricamente, una action conocida como una "corona". Usualmente, a los electrodos se les da
una polaridad negativa porque una corona negativa soporta un voltaj e mayor que una corona
positiva antes de que ocurran chispas. Los iones generados en la corona siguen las lineas del
campo electrico desde los alambres hasta las placas recolectoras. For lo tanto, cada alambre
establece una zona de carga a traves de la cual las particulas deben pasar.
Las particulas que pasan a traves de la zona de carga interceptan a algunos de los iones,
los cuales se les adhieren. Las particulas pequenas de aerosol (<1 jam diametro), pueden absorber
decenas de iones antes de que su carga total llegue a ser lo suficientemente grande para repeler
nuevos iones, y las particulas mas grandes (>10 jam diametro), pueden absorber decenas de
miles. Las fuerzas electricas son por lo tanto mas fuertes en las particulas mas grandes.
A medida que las particulas pasan cada alambre sucesivo, son llevadas cada vez mas
cerca de las paredes de recoleccion. Sin embrago, la turbulencia en el gas tiende a mantenerlas
uniformemente mezcladas en el gas. El proceso de recoleccion es por lo tanto, una competencia
entre las fuerzas electricas y las dispersoras. Eventualmente, las particulas se acercan tanto a las
paredes que la turbulencia decae a niveles baj os y las particulas son recolectadas.
Si las particulas recolectadas pudieran ser desprendidas hacia la tolva, el PES seria
extremadamente eficiente. El golpeteo que desprende la capa acumulada, tambien proyecta algunas
de las particulas (tipicamente el 12 por ciento para cenizas volatiles de carbon), de nuevo a la
3-5
-------
HIGH VOLTAGE SUPPORT INSULATOR
H. V. BUS DUCT
TRANSFORMER / RECTIFIER
DISCHARGE ELECTRODE RAPPER
(SIDE LOCATION AVAILABLE
WEATHER ENCLOSURE
GAS PASSAGE
SIDEWALL
INLET NOZZLE
SIDEWALL DOOR
COLLECTING SURFACE
COLLECTING SURFACE RAPPER
GAS DISTRIBUTION DEVICE
DISCHARGE ELECTRODE
HIGH VOLTAGE SUPPORT FRAME
Figura 3.1: Componentes del Precipitador Electrostatico
(Cortesia de the Institute for Clean Air Companies)
FIGURE 2. F^(~?!are and Plate-Wire ESP Co:
Figera 3.2: Configuraciones de PES de Placa-plana y de Placa-alambre
(Cortesia de UnitedMcGill Corporation)
3-6
-------
corriente del gas. Estas particulas re-encauzadas son entonces procesadas de nuevo por las
secciones posteriores, pero las particulas re-encauzadas en la ultima section del PES no tienen
oportunidad de ser recapturadas y por tanto, escapan de la unidad.
Las consideraciones practicas para pasar alto voltaje hacia el espacio entre las lineas de
fluj o y permitir algun claro sobre las tolvas para soportar y alinear los electrodos, dej a lugar a que
parte del gas fluya alrededor de las zonas cargadas. A esto se le llama "escabullirse" y equivale del
5 al 10 por ciento del fluj o total. Usualmente se colocan deflectores anti-escabullimiento para
forzar al fluj o que se escabulle a que se mezcle con la corriente principal del gas para ser recolectada
en secciones posteriores. Pero, de nuevo, el fluj o que se escabulle alrededor de la ultima section
no tiene oportunidad de ser recolectado.
Estas perdidas juegan un papel importante en el funcionamiento global de un PES. Otro
factor importante es la resistividad del material recolectado. Debido a que las particulas forman
una capa continua sobre las placas del PES, toda la corriente de los iones debe de pasar a traves
de la capa para alcanzar las placas a tierra. Esta corriente crea un campo electrico en la capa y
puede llegar a ser lo suficientemente grande para causar un rompimiento electrico local. Cuando
esto ocurre, nuevos iones de la polaridad contraria son inyectados dentro del claro placa-alambre,
donde reducen la carga de las particulas y pueden causar chispas. Esta condition de rompimiento
es llamada "corona invertida".
La corona invertida prevalece cuando la resistividad de la capa es alta, usualmente sobre
2 x 1011 ohm-cm. Para resistividades menores, la operation del PES no se afecta por coronas
invertidas, pero las resistividades mucho may ores a 2 x 1011 ohm-cm reducen considerablemente
la capacidad de recoleccion de la unidad, porque la corona invertida severa causa dificultades
para cargar las particulas. A resistividades por debaj o de 108 ohm-cm, las particulas se mantienen
en las placas de modo tan suelto, que el re-encauzamiento por golpeteo y sin golpeteo se vuelve
mas severo. Debe tenerse cuidado al medir o estimar la resistividad porque se afecta fuertemente
por variables tales como la temperatura, la humedad, la composition del gas, la composition de
particulay las caracteristicas de la superficie.
3.1.2.2 Precipitadores de Placa Plana
Un numero importante de precipitadores mas pequenos (100,000 a 200,000 acfiri), utilizan
placas planas en lugar de alambres para los electrodos a alto voltaj e. Estas placas planas (patente
de la Corporation United McGill), incrementa el campo electrico promedio que puede ser usado
para recolectar las particulas y proporcionan un area superficial aumentada para la recoleccion de
las particulas. Las coronas no pueden generarse sobre las placas planas por si mismas, por lo que
se colocan electrodos generadores de coronas por delante de, y a veces por detras de las zonas
de recoleccion de las placas planas. Estos electrodos pueden ser agujas puntiagudas adheridas a
los bordes de las placas o alambres de corona independientes. A diferencia de los PESs de placa-
3-7
-------
alambre o de los tubulares, este diseno opera igualmente bien con polaridad ya sea negativa o
positiva. Los fabricantes han escogido utilizar polaridad positiva para reducir la generation de
ozono.
Un PES de placa plana opera con poca o ninguna corriente de corona fluyendo a traves
del polvo recolectado, excepto directamente bajo las agujas o alambres de la corona. Esto tiene
dos consecuencias. La primera es que la unidad es algo menos susceptible a la corona invertida
que lo que son las unidades convene!onales, porque no se genera corona invertida en el polvo
recolectado y las particulas cargadas con ambas polaridades de iones tienen gran superficie de
recoleccion disponible. La segunda consecuencia es que la falta de corriente en la capa recolectada
causa una fuerza electrica que tiende a remover la capa de la superficie de recoleccion; esto
puede conducir a grandes perdidas por golpeteo.
Los PESs de placa plana parecen tener amplia aplicacion para parti culas de alta resistividad
con diametros masicos medio (DMMs) pequenos (de 1 a 2 \an). Estas aplicaciones enfatizan
especialmente las fortalezas del diseno porque las fuerzas electricas desprendedoras son mas
debiles para las particulas pequenas que para las grandes. Las cenizas de carbon han sido
recolectadas satisfactoriamente con este tipo de PES, pero una baj a velocidad de fluj o parece ser
critica para evitar perdidas altas por golpeteo.
3.1.2.3 Precipitadores Tubulares
Los PESs originates eran tubulares, como las chimeneas donde eran colocados, con los
electrodos a alto voltaj e orientados a lo largo del ej e del tubo. Los precipitadores tubulares tiene
aplicaciones tipicas en plantas de adicion de acido sulfurico, limpieza del gas subproducto de los
homos de coque (remocion de alquitran), y, recientemente, plantas de sinterizacion de hierro y
acero. Tales unidades tubulares aun son utilizadas para algunas aplicaciones, con muchos tubos
operando en paralelo para manej ar may ores fluj os de gas. Los tubos pueden tener forma como
un panal circular, cuadrado o hexagonal con el gas fluyendo hacia arriba o hacia abaj o. La longitud
de los tubos puede seleccionarse segun las condiciones. Un PES tubular puede sellarse
hermeticamente para prevenir fugas de material, especialmente material valioso o peligroso.
Un PES tubular es esencialmente una unidad de una etapa y es unica, en que tiene a todo
el gas pasando a traves de la region del electrodo. El electrodo a alto voltaj e opera a un voltaj e en
toda la longitud del tubo y la corriente varia a lo largo de su longitud a medida que las particulas
son removidas del sistema. No hay rutas de escabullimiento alrededor de la region de recoleccion,
pero las deformidades de la corona puede permitir que algunas particulas eviten cargarse en una
fraction considerable de la longitud del tubo.
Los PESs tubulares son una portion pequena de la poblacion de PES y se aplican mas
comunmente donde el particulado es humedo o pegaj oso. Estos PESs, usualmente limpiados con
3-8
-------
agua, tienen perdidas por re-encauzamiento de una magnitud menor que la de los precipitadores
de parti culado seco.
3.1.2.4 Precipitadores Humedos
Cualquiera de las configuraciones del precipitador discutidas antedormente puede operar
con paredes humedas en vez de secas. El flujo del agua puede aplicarse intermitente o
continuamente, para lavar las particulas recolectadas hacia un carcamo para su disposition. La
ventaja del precipitador de pared humeda es que no tiene problemas con el reencauzamiento por
golpeteo o con coronas invertidas. La desventaja es la mayor dificultad del lavado y el hecho de
que el lodo recolectado debe ser manej ado mas cuidadosamente que un producto seco, aumentando
los gastos de disposition.
3.1.2.5 Precipitadores de Dos Etapas
Los precipitadores descritos previamente son todos paralelos en naturaleza, v.g., los
electrodes de descarga y de recoleccion estan lado a lado. El precipitador de dos etapas, inventado
por Penney es un dispositive en serie con el electrodo de descarga o ionizador, precediendo a los
electrodes de recoleccion. Para aplicaciones en interiores, la unidad es operada con una polaridad
positiva para limitar la generation de ozono.
Las ventaj as de esta configuration incluyen mas tiempo para cargar las parti culas, menos
propension a corona invertida y construction economica para tamanos pequenos. Este tipo de
precipitador es generalmente utilizado para volumenes de fluj o de gas de 50,000 acfin y menos y
se aplica a fuentes submicrometricas emitiendo rocios de aceite, humos, gases de combustion u
otros particulados pegajosos, porque hay poca fuerza electrica para retener a los particulados
recolectados sobre las placas. Pueden colocarse modules en paralelo o en arreglos serie-paralelo,
consistentes de un pre-filtro mecanico, ionizador, eel da de la placa recolectora, post-filtro y caj a
de poder. El pre-acondicionamiento de los gases es normalmente parte del sistema. La limpieza
puede ser por lavado con agua de los modules removidos del sistema, hasta automatico in-situ,
por aspersion del colector con detergente, seguido de secado por sopleteo con aire.
Se considera que los precipitadores de dos etapas son tipos de dispositivos separados y
distintos comparados con los PESs grandes de una etapa, de alto volumen de gas. Los dispositivos
mas pequenos son vendidos usualmente como sistemas en paquete pre-disenados.
3.1.3 EqtiipoAtixiliar
En la Figura 3.3 se muestra esquematicamente el equipo auxiliar tipicamente asociado con un
sistema de PES. Junto con el propio PES, un sistema de control usualmente incluye el siguiente
equipo auxiliar: un dispositive de captura (v.g. campana o conexion directa a la extraction);
3-9
-------
Enfriador Por Aspersion
Campana v
Conducto
Agua
Extraction Directa
Chimenea
Ventilador
Precipitator
Colector Mechanico
Transportador
Figtira 33: Dispositive de Control y Equipo Auxiliar Tipico
conductos, equipo de remocion de polvo (transportadores de gusano, etc.), ventiladores, motores
y arrancadores; y chimenea. Adicionalmente, pueden necesitarse enfriadores por aspersion y
colectores mecanicos para pre-acondicionar al gas antes de que llegue al PES. Usualmente, los
dispositivos de captura son campanas que extraen a los contaminantes hacia los conductos o son
extracciones directas acopladas aun equipo de combustion o de proceso. Estos dispositivos
usualmente estan recubiertos de refractario, enfriados por agua o simplemente fabricados de acero
al carbon, dependiendo de las temperaturas de la corriente de gas. Los dispositivos de captura
refractarios o enfriados por agua son utilizados donde las temperaturas de pared exceden los
SOOT; el acero al carbon es utilizado para temperaturas menores. Los conductos, al igual que el
dispositivo de control, deben ser enfriados por agua, refractarios o de acero inoxidable para
procesos calientes o de acero al carbon para temperaturas del gas por debajo de 1,1 SOT
(temperaturas de la pared del conducto <800T). Los conductos deben dimensionarse para
velocidades del gas de aproximadamente 4,000 pies/min para el caso promedio, para prevenir la
deposition de las particulas en los conductos. Las particulas grandes o densas pueden requerir
velocidades mayores, pero raramente se usaran velocidades mas bajas. Las camaras de aspersion
pueden requerirse para procesos en los que la adicion de humedad o la disminucion de la
temperatura o del volumen de gas, pueden mejorar la precipitation o proteger al PES contra
torceduras. Para procesos de combustion con temperaturas de los gases debajo de
aproximadamente 700 T, no se requerira de enfriamiento y los gases de extraction pueden
entregarse directamente al precipitador.
Cuando la mayor parte de la carga de contaminantes consiste de particulas relativamente
grandes, pueden utilizarse colectores mecanicos, tales como los ciclones, para reducir la carga al
3-10
-------
PES, especialmente con concentraciones altas de entrada. Los ventiladores proporcionan la
potencia impulsora para el movimiento del aire y pueden montarse antes o despues del PES. Una
chimenea, normalmente usada, ventea la corriente limpia a la atmosfera. En ocasiones se utilizan
transportadores de gusano o neumaticos para retirar el polvo capturado del fondo de las tolvas.
Los PESs humedos requieren que se inyecte o rocie una fuente de agua para lavado,
cerca de la tapa de las placas colectoras, ya sea continuamente o a intervalos de tiempo. El agua
fluye con las particulas recolectadas hacia un carcamo desde el cual el fluido es bombeado. Una
portion del fluido puede ser reciclado para reducir la cantidad total de agua requerida. El resto es
bombeado directamente a una fosa de asentamiento o pasado a traves de un proceso de remocion
de agua y la subsecuente disposition del lodo.
Ocasionalmente se utiliza equipo de acondicionamiento de gas para mejorar el
funcionamiento del PES al cambiar la resistividad, como parte del diseno original, pero es utilizado
mas frecuentemente para mej orar PESs existentes. El equipo inyecta un agente en la corriente del
gas antes del PES. Usualmente, el agente se mezcla con las parti culas y altera su resistividad para
promover una velocidad de migration mayor y por consiguiente, una eficiencia de recoleccion
mayor. Sin embargo, las propiedades electricas del gas pueden cambiar, en vez de la resistividad
del polvo. Por ejemplo, enfriar el gas permitira que se aplique mas voltaje antes de que ocurran
las chispas. Los agentes acondicionantes importantes que se utilizan incluyen al SO,, H SO
j 2, 4
compuestos de sodio, amoniaco y agua, pero el principal agente acondicionante por su uso es el
SO3 Una dosifi cation tipica para cualquiera de los agentes es de 10 a 30 ppm por volumen.
El equipo requerido para el acondicionamiento depende del agente utilizado. Un
acondicionar tipico de SO3 requiere el suministro de azufre fundido. Se almacena en un recipiente
calentado y es suministrado al quemador, donde se oxida a SO2. El gas SO2 pasa sobre un
catalizador para otra oxidation mas a SO3 El gas SO3 es entonces inyectado en la corriente de
los gases de combustion a traves de un conjunto de sondas de multiple salidas perforadas en el
conducto. En lugar de un quemador de azufre para proporcionar SO2 se puede vaporizar SO2
liquido desde un tanque de almacenamiento. Aunque los costos totales anuales son mas altos, los
sistemas de SO2 liquido tienen costos de capital menores y son mas faciles de operar que los
sistemas basados en azufre fundido.
La inyeccion de agua o de amoniaco requiere de un conjunto de boquillas de aspersion en
el conducto, junto con el equipo de bombeo y de control.
El acondicionamiento con sodio es a veces realizado recubriendo el carbon sobre un
transportador, con un compuesto pulverizado o una solution acuosa del compuesto deseado.
Para este proposito, en ocasiones se posiciona una tolva o tanque de almacenamiento sobre el
transportador.
3-11
-------
3.1.4 Teorfa de la Precipitation Electrostatics
Lateoria de la operacion del PES requiere de muchas disciplinas cientificas para describirla
completamente. El PES es basicamente un maquina electrica. Las principales acciones son
cargar electricamente las particulas y forzarlas hacia las placas recolectoras. La cantidad de
materia particulada cargada afecta al punto de operacion electrico del PES. El transports de las
particulas se afecta por el nivel de turbulencia en el gas. Las perdidas mencionadas antedormente,
el escabullimiento y el reencauzamiento por el golpeteo, son las principales influencias en el
comportamiento total del sistema. Las propiedades de particula tambien causan un efecto importante
en la operacion de la unidad.
Las siguientes subsecciones explicaran la teoria detras de (1) puntos de operacion electricos
en el PES, (2) carga de particulas, (3) recoleccion de particulas y, (4) escabullimiento y
reencauzamiento por golpeteo. Las referencias generates para estos topicos son White [1] o
Lawless y Sparks [2].
3.1.4.1 Punto de Operacion Electrico
El punto de operacion electrico de una section de PES es el valor del voltaj e y la corriente
al cual opera la section. Tal y como podria ser, la mej or recoleccion ocurre cuando esta presente
el mayor campo electrico, lo cual corresponde aproximadamente con el voltaj e mas alto en los
electrodos. En este trabajo, el termino "section" representa un conjunto de placas y electrodos
en la direction del flujo. Esta unidad es comunmente llamada un "campo" y una "section" o
"section conductora" representa una subdivision de un "campo" perpendicular a la direction del
fluj o. En un PES modelo y en aplicaciones para determinar tamano, los dos terminos "section" y
"campo" son utilizados equivalentemente porque la subdivision en secciones conductoras no debe
tener efecto en el modelo. Esta terminologia probablemente ha surgido debido al uso frecuente de
la palabra "campo" para referirse al campo electrico.
El voltaj e mas baj o aceptable es el voltaj e requerido para la formation de la corona, la
descarga electrica que produce iones para cargar las particulas. La corona (negativa) se produce
cuando un electron libre ocasional cerca del electrodo a alto voltaj e, producido por un rayo
cosmico, gana suficiente energia del campo electrico para ionizar al gas y producir mas electrones
libres. El campo electrico por el cual este proceso se auto-sostiene, ha sido determinado
experimentalmente. Para alambres redondos, el campo en la superficie del alambre esta dado
por:
E, = 3.126 x\Q6d,
(3.1)
3-12
-------
donde
E = campo de formacion de la corona en la super fide del alambre (V/m)
d = densidad relativa del gas, referido a 1 atm de presion y 20°C (adimensional)
r = radio del alambre, metros (m)
Este es el campo requerido para producir corona "resplandeciente", la forma usualmente
vista en el laboratorio sobre alambres lisos y limpios. El resplandor aparece como una luz difusa,
uniforme, moviendose rapidamente alrededor del electrodo. Despues de un periodo de operation,
el movimiento se concentra en pequenos puntos sobre la superficie del alambre, y la corona
adquiere una apariencia como de penacho. El campo para producir corona en "penacho", la
forma encontrada en PESs a escala completa, es 0.6 veces el valor de EC.
El voltaj e que debe aplicarse al alambre para obtener este valor de campo, V, se encuentra
integrando el campo electrico desde el alambre hasta la placa. El campo sigue una dependencia
simple de " 1/r" en geometria cilindrica. Esto lleva a una dependencia logaritmica del voltaj e en las
dimensiones del electrodo. En la geometria placa-alambre, la dependencia del campo es algo mas
complej a, pero el voltaj e aun muestra la dependencia logaritmica. V esta dado por:
(3.2)
\ w J
donde
Vc = voltaj e de formacion de la corona (V)
d = radio del cilindro exterior para PES tubular (m)
4/B x (separation placa-alambre) para PES de placa-alambre (m)
No fluira corriente hasta que el voltaj e alcance este valor, pero la cantidad de corriente se
incrementara pronunciadamente para voltaj es arriba de este valor. La densidad maxima de corriente
(amperios/metro cuadrado) en la placa o cilindro directamente debaj o del alambre, esta dada por
J f* - Z3
donde
j = densidad maxima de corriente (A/m2)
fi = movilidad del ion (m2/Vs) (metros2/voltio-segundo)
e = permitividad de espacio libre (8.845 x 10"12 F/m)(Farad/metro)
3-13
-------
V = voltaj eaplicado(F)
L = distanciamascortadelalambrealasuperficiederecolecci6n(m)
Para la corona en penacho, la densidad de la corriente es cero hasta que se alcanza el
voltaje de formation de la corona, cuando brinca casi hasta este valor de/ dentro de unos pocos
cientos de voltios, directamente debajo de un penacho.
La region cerca del alambre esta fuertemente influida por la presencia de iones ahi, y la
magnitud del voltaj e de formation de la corona muestra variaciones espaciales fuertes. Fuera de
la region de la corona, es muy uniforme.
El campo electrico es mas fuerte a lo largo de la linea de alambre a placa y es aproximado
bastante bien, excepto cerca del alambre, por:
E^=J (3-4)
donde
E = fuerza maxima del campo (V/m)
max i \ /
Cuando el campo electrico en todo el claro entre el alambre y la placa se vuelve suficientemente
fuerte, ocurrira una chispa, y el voltaj e no podra ser incrementado sin que ocurra centelleo severo.
El campo al cual ocurre la chispa no esta definido precisamente, pero un valor razonable esta
dado por:
-65
,
£,=6.3xl05— P (3.5)
donde
ES = fuerza del campo centelleante (V/m)
T = temperatura absoluta (K)
P = presion del gas (atm)
Este campo podria alcanzarse a un voltaje de, por ejemplo, 35,000 V para un espaciamiento
placa-alambre de 11.4 cm (4.5 in.) a una temperatura de 149°C (300°F). El PES operaria
generalmente cerca de este voltaj e en ausencia de corona invertida. E sera igual o menor que
E.
s
En lugar del centelleo, puede ocurrir corona invertida si el campo electrico en la capa de
polvo, resultante del fluj o de corriente en la capa, alcanza un valor critico de cerca de 1 x 106 V/
m. Dependiendo de las condiciones, la corona invertida, puede realzar el centelleo o puede
generar tanta corriente que el voltaj e no pueda aumentarse mas. El campo en la capa esta dado
3-14
-------
por:
E,=jp (3.6)
donde
EI = campo electrico en la capa de polvo (V/m)
D = resistividad del material recolectado (ohm-m)
3.1.4.2 Cargado de Particulas
El cargado de las parti culas toma lugar cuando los iones bombardean la superficie de una
particula. Una vez que un ion esta cerca de la particula, es ligado fuertemente debido a la carga
imagen en la parti cula. La "carga imagen" es una representation de la distorsion de la carga que
ocurre cuando una carga real se aproxima a una superficie conductora. La distorsion es equivalente
a una carga de magnitud opuesta a la carga real, localizada tan abaj o de la superficie como la
carga real esta por encima de ella. La notion de una carga ficticia es similar a la notion de una
imagen en el espej o, de ahi el nombre. A medida que mas iones se acumulan sobre la parti cula, la
carga total tiende a prevenir mas bombardeo ionico.
Hay dos mecanismos de carga principales: carga por difusion y carga por campo. La
carga por difusion resulta de la energia cinetica termica de los iones venciendo la repulsion de los
iones que ya estan sobre en la particula. La carga por campo ocurre cuando los iones siguen las
lineas del campo electrico hasta que terminan sobre una particula. En general, ambos mecanismos
operan para todos los tamanos de particulas. La carga por campo, sin embargo, agrega un
porcentaje mas grande de carga de particulas may ores de cerca de 2/^m en diametro, y la carga
por difusion agrega un porcentaje mayor de particulas menores a acerca de 0.5/mi.
La carga por difusion, derivada segun White [1], produce un nivel de carga de particula
que se incrementa logaritmicamente, dado por:
'rtT~
f -. I f /V1 I , >
q(t) = \ In (l + r) (3.7)
donde
q(t) = carga de la particula (C) como funcion del tiempo, t, en segundos
r = radio de la particula (m)
k = constantedeBoltzmann(j/K)
T = temperatura absoluta (K)
e = carga del electron (1.67 x 10~19C)
r = tiempo adimensional dado por:
3-15
-------
nrv Ne29
~ (38)
donde
v = veloci dad termica media de los iones (m/s)
N = concentration del numero de iones cerca de la particula (No./m3) 2 =
tiempo real de exposition)
0 = tiempo real (tiempo de exposition en la zona de carga) (s)
La carga por difusion nunca alcanza un limite, pero se vuelve muy lenta despues de cerca
de tres unidades de tiempo adimensional . Para tiempos de exposition fij os, la carga en las pardculas
es proporcional a su radio.
La carga por campo tambien exhibe una dependencia del tiempo, dada por:
q 9
^) = ?77 (3-9)
donde
q = carga de saturation, carga a tiempo infinito (C)
0 = tiempo real (s)
r ' = otra unidad de tiempo adimensional
La carga de saturation esta dada por:
qs=12ner2E (3.10)
donde
e = permitividad de espacio libre (F/m)
E = campo electrico extemo aplicado a la particula (V/m)
La carga de saturation es proporcional al cuadrado del radio, lo cual explica por que la
carga por campo es el mecanismo dominante para parti culas grandes. La constante de tiempo de
la carga por campo esta dada por:
3-16
-------
donde
H = movilidad del ion
Hablando estrictamente, ambos mecanismos de carga, por difusion y por campo, operan
al mismo tempo en todas las particulas y ninguno es suficiente para explicar las cargas medidas en
las particulas. Se ha encontrado empiricamente que una muy buena aproximacion a la carga
medida esta dada por la suma de las cargas predichas por las Ecuaciones 3.7 y 3.9
independientemente una de otra.
qtot=1d(t) + qf(t) (3.12)
donde
qtot(t) = carga de la particula debida a ambos mecanismos
qd(t) = carga de la particula debida a carga por difusion
q ft) = carga de la particula debida a carga por campo
3.1.4.3 Recolecci on de la Particula
El campo electrico en la zona de recoleccion produce una fuerza sobre una particula,
proporcional a la magnitud de su campo y a la carga:
Fe=qE (3.13)
donde
Fe = fuerza debida al campo electrico (N)
q = carga en la particula (C)
E = campo electrico (V/m)
Debido a que el mecanismo de carga por campo proporciona una carga ultima proporcional
al campo electrico, la fuerza sobre las particulas grandes es proporcional al cuadrado del campo,
lo cual muestra la ventaj a de mantener un campo tan alto como sea posible.
Al movimiento de las particulas bajo la influencia del campo electrico se le opone la
tension viscosa del gas. Al comparar la fuerza electrica y el componente de la fuerza de tension
debido al campo electrico (de acuerdo con la ley de Stokes), podemos obtener la velocidad de la
particula:
3-17
-------
q(E,r) XE xC(r)
donde
v(q,E, r) = velocidad de la particula (m/s)
q(E, r) = carga de la parti cula (C)
C(r) = correccion de Cunningham a la ley de Stokes (adimensional)
rj = velocidad del gas (kg/ms)
La velocidad de la parti cula, es la rapidez a la cual la particula se mueve a lo largo de las lineas del
campo electrico, v.g. hacia las paredes.
Para un campo electrico dado, esta velocidad esta usualmente en un minimo para particulas
de diametro de cerca de 0.5 //m. Las particulas mas pequenas se mueven mas rapido porque la
carga no decrece mucho, pero el factor de Cunningham se incrementa rapidamente a medida que
el radio decrece. Las particulas mas grandes tienen un carga que se incrementa como r2 y una
tension viscosaincrementandose solo como r1; la velocidad entonces, se incrementa como r.
La ecuacion 3.14 da la velocidad de particula con respecto a aire en reposo. En un PES,
el fluj o es usualmente turbulento, con velocidades instantaneas del gas de la misma magnitud que
las velocidades de las particulas, pero en direcciones aleatorias. El movimiento de las particulas
hacia las placas de recoleccion es por tanto un proceso estadistico, con un componente promedio
impartido por el campo electrico y un componente fluctuante por la turbulencia del gas.
Este movimiento estadistico conduce a una ecuacion exponencial de recoleccion, dada
por:
-vr
N(r) = N0(r) x exp (3.15)
donde
N(r) = concentraci on de particulas detamanor a la salidade la zonade
recoleccion (No./m3)
NQ(r) = concentration de particulas detamanor a la entradade la zona
(No./m3)
3-18
-------
v(r) = velocidad de particula dependiente del tamano (m/s)
v = velocidad caracteristica del PES (m/s), dadapor:
Q i
= (3.16)
donde
Q = rapidez de fluj o volumetrico del gas (m3/s)
A = area de la placa de la zona de recoleccion del PES (m2)
SCA = area especifica de recoleccion (A/Q) (s/m)
Cuando esta ecuacion de recoleccion es promediada para todos los tamanos de particula y
ponderada de acuerdo a la concentration de cada tamano, la ecuacion de Deutsch resulta, con
una penetration (fraction de parti culas que escapan) dada por:
/? = exp(-we xSCA) (3.17)
donde
p = penetration (fraction)
we = velocidad efectiva de migration para el conjunto de particulas (m/s)
La eficiencia de recoleccion esta dada por:
£//(%) = 100 (!-/>) (3.18)
y es el numero mas frecuentemente utilizado para describir el comportamiento de un PES.
3.1.4.4 Escabullimientoy Reencauzamiento por Golpeteo
El escabullimiento y el reencauzamiento son considerados mejor en las bases de las
secciones dentro de un PES. El escabullimiento ocurre cuando una parte del fluj o del gas evita la
zona de recoleccion de una section. Generalmente, la portion del gas que evita la zona, esta
totalmente mezclado con el gas que pasa a traves de la zona antes de que todo el gas entre a la
siguiente section. No puede suponerse siempre este mezclado, y cuando existen rutas de
escabullimiento alrededor de varias secciones, el funcionamiento de todo el PES es seriamente
afectado. Para describir matematicamente los efectos del escabullimiento y del reencauzamiento
por golpeteo, primero consideramos el escabullimiento por si mismo y luego consideramos los
efectos del golpeteo como un promedio de muchos ciclos de golpeteo.
3-19
-------
Con la suposicion de que el gas esta bien mezclado entre secciones, la penetracion de
cada seccion puede ser expresada como:
Ps=SN+[(l-SN)xpc(Q')] (3.19)
donde
ps = penetracion fraccional de la seccion
SN = fraccion del gas que evita la seccion (escabullimiento)
PC(Q ) = fraccion de las particulas penetrando la zona de recoleccion, la cual es
funcionalmente dependiente de Qt, la rapidez de fluj o volumetrico del
gas en la zona de recoleccion, reducida por el escabullimiento (m3/s)
La penetracion de todo el PES es el producto de las penetraciones de las secciones. El
escabullimiento establece un limite mas baj o en la penetracion de particulas a traves de la seccion.
Para calcular los efectos del golpeteo, primero calculamos la cantidad de material capturado
en las placas de la seccion. La fraccion del material que es atrapado esta dada por:
^=l-ps=l-SN-[(l-SN)xpc(Q')] (3.20)
donde
m/m = fraccion masa recolectada de la corriente de gas
o
Este material se acumula hasta que las placas son golpeteadas, despues de lo cual la
mayor parte del material cae dentro de la tolva para su disposition, pero una fraccion es re-
encauzado y sale de la seccion. Se han conducido mediciones experimentales en PESs para
cenizas flotantes para evaluar la fraccion re-encauzada, la cual promedia cerca de 12 por ciento.
La penetracion promedio para una seccion, incluyendo escabullimiento y re-encauzamiento,
es:
ps=SN+[(l-SN)xpc(Q')]+RR(l-SN)[l-pc(Q')] (3.21)
donde
KR = fraccion re-encauzada
3-20
-------
Esto puede escribirse en una forma mas compacta como:
p, = LF + [(l-LF)xpe(Q')] (3.22)
substituyendo LF (factor de perdida) por SN + RR(\ - SN). Estas formulas pueden permitir
cantidades variables de escabullimiento y reencauzamiento por golpeteo para cada section, pero
no existe evidencia experimental para sugerir que sea necesario.
Los precipitadores para cenizas flotantes analizados de esta manera tienen un £ promedio
de 0.07 y unRR de 0.12. Estos valores son los mejores de que se dispone ahora, pero algunos
PESs humedos, que presumiblemente no tienen perdidas por golpeteo, han mostrado valores de
SNde 0.05 o menos. Estos valores ofrecen un medio para estimar el funcionamiento de PESs
cuyas caracteristicas actuates no son conocidas, pero acerca de los cuales puedan hacerse
afirmaciones generates. Porejemplo, seesperaria que los PESs humedos tuvieranJR/?=0, comolo
tendrian los PESs que recolectan particulas humedas o pegaj osas. Se esperaria que los materiales
particulados con un diametro masico medio,MMD, mucho menor que las cenizas flotantes, tuvieran
un factor RR menor porque son retenidas mas fuertemente a las placas y entre ellas. Los factores
de escabullimiento son mas dificiles de ser calculados; a menos que se hayan hecho esfuerzos
especiales en el diseno para controlar el escabullimiento, debe usarse el valor de 0.07.
3.2 Procectimiento de Diseno del PES
3.2.1 Area Especifica de Recoleccion
El specific collection area - SCA (area especifica de recoleccion) es un parametro utilizado
para comparar PESs y estimar burdamente su eficiencia de recoleccion. El SCA es el area total
de la placa recolectora dividida por la rapidez de fluj o volumetrico del gas y tiene unidades de s/
m o s/pie. Puesto que el SCA es la relation A/Q, es con frecuencia expresada como m2/(ms/s) o
ft2/kacfin, donde hacfrn son mil acfrn. El SCA es tambien uno de los factores mas importante al
Tabla 3.1: SCAs Pequenas, Medianas y Grandes Expresadas en Varias Unidades
Uoidades Pequeoas Mediaoa Grande
ft2/kacfma
s/m
s/ft
100
19.7
6
400
78.8
24
900
177
54
5.080 fS2/kacfm = 1 (s/m)
3-21
-------
deteraiinar el capital y varies de los costos anuales del PES (por ej emplo, costos de mantenimiento
y de disposition del polvo), porque determina el tamano de la unidad. Debido a los varios modos
en los cuales puede expresarse el SCA, en la Tabla 3 . 1 se proporcionan SCAs equivalentes en las
diferentes unidades para la que puede ser considerada como SCA chica, mediana y grande .
El procedimiento de diseno esta basado en el enfoque del factor de perdida de Lawless y
Sparks [2] y considera un numero de parametros de proceso. Puede ser calculado a mano, pero
es mas convenientemente utilizado con un programa de hoj a de calculo. Para muchos usos, las
tablas de velocidades efectivas de migration pueden ser utilizadas para obtener el SCA requerida
para una eficiencia dada. En la siguiente sub-section, las tablas han si do calculadas utilizando el
procedimiento de diseno para un numero de diferentes fuentes de parti culas y para diferentes
niveles de eficiencias. Si se encuentrauna situation que no este cubierta en estas tablas, entonces
debeutilizarse el procedimiento completo que aparece en la subsection subsecuente.
3.2.1.1 Procedimiento para SCA con Velocidad de Migration Conocida
Si la velocidad de migration es conocida, entonces la Ecuacion 3.17 puede ser re-arreglada
para dar el SCA :
(3.23)
Una solution grafica a la Ecuacion 3 .23 esta dada en la Figura 3 .4. Las velocidades de
migration han si do calculadas para tres tipos principales de precipitadores: placa-alambre, placa
plana y PES humedos del tipo placa-alambre. En las siguientes tres tablas, asociadas a la eficiencia
de diseno como una cantidad variable, se resumen las velocidades de migration bajo varias
condiciones:
• En la Tabla 3 .2, las velocidades de migration estan dadas para un PES placa-alambre sin
condiciones de corona invertida o corona invertida severa; temperaturas apropiadas para
cada proceso han si do asumidas
• En la Tabla 3 .3, las velocidades de migracion calculadas para un PES de pared humeda
del tipo de placa-alambre, asumen ausencia de corona invertida y reencruzamiento por
golpeteo.
• En la Tabla 3 .4, las velocidades de migracion calculadas de un PES de tipo de placa plana
estan dadas solo para condiciones sin corona invetida porque parece afectarese menos
que los tipos de placa-alambre.
Generalmente se espera por expert encia, que las velocidades de migracion decreceran
3-22
-------
MS
JW7
OJ
to
10
80
70
Figura 3.4: Grafica para Encontrar SCA
-------
Tabla 3.2: Velocidades de Migration en PES de Placa-Alambre de Pared Humeda (cm/s)a
Eficieneia de Disefio %
Foente de ParticoSas
Ceniza flotante de carbon bituminosob
Ceniza flotante de carbon bituminoso
de calderas con fogon tangencialb
Otros carbonesb
Homo de Cementoc
Planta deVidriod
Polvo de planta sinterizacion de
Hierro/Acero con precolectormecanicob
Caldera de recuperacion de papel Kraftb
Ceniza flotante del incinerador8
Homo de cobre reverbatorior'
Convertidorde Cobreh
Quemadorde Cobreh
Chimenea de planta de combustion
deCoque'
(noCI)
(Cl)
(noCI)
(Cl)
(noCI)
(Cl)
(noCI)
(Cl)
(noCI)
(Cl)
(noCI)
(Cl)
(noCI)
(noCI)
(noCI)
(noCI)
(noCI)
(noCI)
95
12.6
3.1
17.0
4.9
9.7
2.9
1.5
0.6
1.6
0.5
6.8
2.2
2.6
15.3
6.2
5.5
6.2
1.2
99
10.1
2.5
11.8
3.1
7.9
2.2
1.5
0.6
1.6
0.5
6.2
1.8
2.5
11.4
4.2
4.4
5.5
-
99.5
9.3
2.4
10.3
2.6
7.9
2.1
1.8
0.5
1.5
0.5
6.6
1.8
3.1
10.6
3.7
4.1
5.3
-
99.9
8.2
2.1
8.8
2.2
7.2
1.9
1.8
0.5
1.5
0.5
6.3
1.7
2.9
9.4
2.9
3.6
4.8
-
Cl = corona inverta
a Para convertir cm/s a ft/s, multiplique cm/s por 0.0328Los procedimientos computacionales utilizan unidades SI; Para
convertir cm/s a m/s, multiplique cm/s por 0.01 Suponga el mismo tamano de particula que el dado en el procedimiento
computacional completo.
b A 300°F. Dependiendo en condiciones individuates de cada caldera, naturaleza quimica de la ceniza flotante y
disponibilidad de agentes acondicionadores de ocurrencia natural (e.g.,humedad en el flujo de gas). Velocidades de
migracion pueden variar considerablemente de estos valores.Valores probables estan en el rango de corona invertida
a no corona invertida.
c A 600°F.
* A 500°F.
e A 250°F.
f 450°F a 570°F
« 500°Fa 700°F
h 600°F a 660°F
1 360°F a 450°F
1 Data disponible solo para concentraciones en el rango de 0.02 to 0.2 g/s m3 y para eficiencias de menos de 90%.
3-24
-------
Tabla 3.3: Velocidades de Migration en PES de Placa-Alambre de Pared Humeda
(sin corona invertida, cm/s)a
Foente de ParticoSasb Eficieocia de Disefio %
95 99 99.5 99.9
Cenizaflotantede carbon bituminoso 31.4 33.0 33.5 24.9
Ceniza flotantede carbon bituminoso de calderas con fogon 40.0 42.7 44.1 31.4
tangencial
Otros carbones 21.1 21.4 21.5 17.0
Homo de Cemento 6.4 5.6 5.0 5.7
PlantadeVidrio 4.6 4.5 4.3 3.8
Polvodeplantasinterizacionde Hierro/Acero con precolector 14.0 13.7 13.3 11.6
mecanico
a Para convertir cm/s a ft/s, multiplique cm/s por 0.0328. Los procedimientos computacionales utilizan unidades SI;
Para convertir cm/s a m/s, multiplique cm/s por 0.01 Suponga el mismo tamano de particula que el dado en el
procedimiento computacional completo.
b Todas las fuentes se suponen a 200 °F.
con incrementos en la eficiencia. En las Tablas 3.1 a la 3.4, sin embargo, las velocidades de
migracion muestran algunas fluctuaciones. Esto es porque el numero de secciones debe incrementarse
a medida que incrementa la eficiencia, y la cambiante seccionalizacion afecta la velocidad global
de migracion. Este efecto es particularmente notorio, por ej emplo, en la Tabla 3.4 para plantas de
vidrio. Cuando las velocidades de migracion en las tablas son utilizadas para obtener SCAs para
las diferentes eficiencias en las tablas, las SCAs se incrementan a medida que se incrementa la
eficiencia.
3.2.1.2 Procedimiento Completo para SCA
Aqui se presenta el procedimiento completo para determinar el SCA para PESs grandes
de placa-alambre, placa plana y tubulares secos (con restricciones). Este procedimiento no se
aplica para los precipitadores de dos etapas mas chicos porque estos son paquetes modulares
generalmente dimensionados y vendidos en base a la rapidez de fluj o volumetrico del gas residual.
Ni se aplica este procedimiento a la determination del SCA de PESs humedos. El procedimiento
completo consiste de los 15 pasos que se dan enseguida:
3-25
-------
Tabla 3.4: Velocidades de Migration en PES de PlacaPlanaa
(sin corona invert!da. cm/s)
Eficieoeia de Disefio %
Foeote de Particolas 95 99 99.5 99.9
Cenizaflotantede carbon bituminoso0 13.2 15.1 18.6 16.0
Ceniza flotante de carbon bituminoso
decalderasconfogontangencial0 28.6 18.2 21.2 17.7
Otros carbonesc 15.5 11.2 151 13.5
Homo de Cementod 2.4 2.3 3.2 3.1
Planta de Vidrio6 1.8 1.9 2.6 2.6
Polvo de planta sinterizacion de Hierro/Acero
con precolectormecanico0 13.4 12.1 13.1 12.4
Calderaderecuperaciondepapel Kraft0 5.0 4.7 6.1 5.3
Ceniza flotante del incinerador' 25.2 16.9 21.1 18.3
a Suponga el mismo tamano de particula dado en el procedimiento computacional complete. Estos valores
dan el SCA de la placa recolectora aterrizada, de la cual se deriva el area de la placa recolectora. En PESs
de placa plana, el area de la placa de descarga o de alto voltaje, es tipicamente 40 % del area de la placa
aterrizada. El fabricante de la placa plana usualmente cuenta toda el area de placa (placas de recoleccion
mas placas de descarga), para cumplir una especificacion de SCA, lo que significa que las velocidades
tabuladas dividirse entre 1.4 para utilizarse en base al fabricante.
b Para convertir cm/s a ft/s, multiplique cm/s por 0.0328Los procedimientos computacionales utilizan unidades
SI; Para convertir cm/s a m/s, multiplique cm/s por 0.01
c A300°F.
d A600°F.
e A500°F.
f A 250°F.
Paso 1 - Determine la eficiencia de diseno, Eff (%). La eficiencia es el termino mas comunmente
utilizado en la industria y es el valor de referenda para las garantias. Sin embargo, si no ha sido
especificada, puede calcularse como sigue:
| carga de salida |
Eff(%) = 100 x 1 - ^- —-
^ carga de entrada j
Paso 2 - Compute la penetracion de diseno,/?:
100
3-26
-------
TabIaS.5
Foente MMD^mm)
Ceniza flotante de carbon bituminoso 16
Ceniza flotante de carbon bituminoso, de calderas 21
tangencial
Ceniza flotante de carbon bituminoso, otros tipos 10 to 15
de calderas
Homo de Cemento 2 to 5
Plantade Vidrio 1
Caldera de combustion de madera 5
Plantade sinterizacion, 50
con precolectormecanico 6
Procesos de recuperacion Kraft 2
Incineradores 15 to 30
Homo de Cobre reverberatorio 1
Convertidordecobre 1
Chimenea de planta de combustion de Coke 1
Desconocido 1
Paso 3 - Compute u obtenga la temperatura de operation, TK K. En los calculos que siguen
se requiere la Temperatura en Kelvin.
Paso 4 - Determine si esta o no presente corona invertida severa. Usualmente ocurre corona
invertida severa para resistividades de polvo arriba de 2 x 1011 ohm-cm. Su presencia
incrementara grandemente el tamano del PES requerido para alcanzar una cierta eficiencia.
Paso 5 - Determine el MMD de la distribution de particula de entradaMMD. (um). Si este no
es conocido, suponga un valor de la siguiente tabla:
Paso 6 - Suponga un valor para el escabullimiento, S^ y para el reencauzamiento por golpeteo,
RR, delas siguientestablas
Paso 7 - Suponga valores para los tamanos mas penetrantes, MMDp, y tamano de la humareda
por golpeteo, MMD;.
MMDp= 2um (3.24)
MMD = 5 um para cenizas conMMD. > 5 um (3.25)
MMD = 3 um para cenizas conMMD.< 5 um (3.26)
3-27
-------
Tabla 3.6
Tipo ESP SN
Placa-alambre 0.07
Pared Humida 0.05
PlacaPlana 0.10
Tabla 3.7
ESP/Ash Type RR
Ceniza flotante de carbon, o desconocida 0.14
Pared humeda 0.0
Placa plana con velocidad de gas > 1.5 m/s 0.15
(ni vidrio ni cemento)
Vidrio o cemento 0.10
donde
MMD = elMl/Z)de la distribution detaman^semergiendodeunazonade
P °
recoleccion muy eficiente
MMD = el MMD de la distribution de tamano del material golpeteado/
reencauzado.
Paso 8 - Use o compute los siguientes factores para aire puro:
(?\
GO= 8.845 x 10 n permitividad del espacio libre — (3.27)
71
/ T-T \ U./ 1 / 1 \
77 = 1.72 xlO"5 —— viscocidad del gas —— (328)
I 273) \ m -s I
,
Ebd = 630,000 | —f—\ campo electrico al cenellear — (3.29)
(3 30)
LF = SN + RR (1 - SN) factor de perdida (adimensional) v' '
3-28
-------
Para PESs de plaea-alambre:
avg
campo promedio sin corina invertida (3.31)
avg = 0-7 x ~r7 campo promedio con corona invertida severa (3.32)
Para PESs de placa plana;
Eavg = Ebd x TTcampo promedio, sin corona invertida, polaridad positiva (3.33)
avg = 0-7 x Ebd x —campo promedio, corona invertida severa, polaridad positiva (3.34)
Tabla 3.8
Eficieneia(%)
<96.5
<99
<99.8
<99.9
<99.9
n
2
3
4
5
6
Paso 9 - Suponga el numero mas pequeno de secciones para el PES, n, tal que LF"
-------
Paso 11 - Compute la penetration de la section de recoleccion,/? :
(336)
Si el valor de n es muy pequeno, entonces este valor sera negativo y n tendra que ser incrementado.
Paso 12 - Compute los factores de cambio de tamano de particula, D jMMD , los cuales son
constantes utilizadas para computar el cambio del tamano de particula de section en section:
Tabla3.9
Seeeion MMDs
1 MMD1 = MMDi
2 MMD2 = (MMD1 x SN + [1 - p) x MMDp + pc x MMD1 ] x pc}/D + MMDrp
3 MMDS = (MMD2 x SN + [1 - p) x MMD + pc x MMD2] x pJ/D + MMDrp
MMDn = (MMDn -1 x SN + (1 - p) x MMD + pcxMMDn -1] x pJ/D + MMDrp
MMD
=RR(\-SN)(\-pt)—j-!-
Paso 13 - Compute una tabla de tamanos de parti culas para las secciones 1 a la n:
Paso 14 - Calcule el SCA para las secciones 1 a la n. utilizandoMMD , n, E ,yp
* ' n' " av' J * e
F v K/fK/
^avg X MM
p.38)
(3.39)
3-30
-------
donde el factor 10"6 convierte mi eras a metros. Note que la unica cantidad que cambia en
estas expresiones esMMD ; por lo tanto, puede usarse la siguiente relation:
MMD
, = SCA,, x
MMD
n+l
Paso 15 - Calcule el SCA total y el SCA en unidades Inglesas ESCA :
CAt (3.41)
ESCA -— = 5.080 x SCA - (3 42)
Este procedimiento para determinar tamano trabaj a mej or para valores/? menores que el
valor de ZF, lo cual significa el valor mas pequeno de n. Cualquier modelo de PES es sensible a
los valores del diametro de parti cula y del campo electrico. Este muestra la misma sensibilidad,
pero las expresiones para el campo electrico estan basadas en valores teoricos y experimentales.
El SCA no debe afectarse fuertemente por el numero de secciones seleccionadas; si se usan mas
secciones, se reduce el SCA de cada section.
3.2.1.3 Area Especifica de Recoleccion para Precipitadores Tubulares
El procedimiento proporcionado anted ormente es adecuado paraPESs grandes de placa-
alambre o de placa plana, pero debe ser usado con restricciones para PESs tubulares. Los
valores deSN= O.Ol5yRR = 0 son supuestos y solo seutilizauna section.
En la tabla 3 . 1 0 se proporcionan velocidades de migration que pueden ser utilizadas con
la Ecuacion 3 .23 para calcular SCAs para varias aplicaciones de PES tubulares.
3.2.2 Velocidad de Fluj o
Un precipitador recolectando un material particulado seco, corre el riesgo de
reencauzamiento sin golpeteo (continuo), si la velocidad del gas se vuelve muy alta. Este efecto es
independiente del SCA y se ha aprendido por experiencia. Para aplicaciones de ceniza flotante,
que la velocidad maxima aceptable es de cerca de 1 . 5 m/s (5ft/s) para PESs de placa-alambre y
de cerca de 1 m/s (3ft) para placa plana. Para aplicaciones de baja resistividad, son comunes las
3-31
-------
Table 3.10: Tubular ESP Migration Velocities
(cm/s)b
Eficieneia de Disefio %
Foente de ParticoSas 90 95
Homo de Cemento (noCI) 2.2-5.4 2.1-5.1
(Cl) 1.1-2.7 1.0-2.6
Planta de Vidrio (noCI) 1.4 1.3
(Cl) 0.7 0.7
Caldera de recuperacion
de papel Kraft (noCI) 4.7 4.4
Incinerado
15mmMMD (noCI) 40.8 39.
Humeda,at200°F
MMD(mm)
1
2
5
10
20
3.2
6.4
16.1
32.2
64.5
3.1
6.2
15.4
30.8
61.6
Cl = corona inverta
a Estas tasas fueron calculadas en base a: SN = 0.015, RR = 0, solo una seccion.
Estan en concordancia con PES tubulares en operacion; no se recomienda la
extension de resultados a mas de una seccion.
Para convertir cm/s a ft/s, multiplique cm/s por 0.0328.
velocidades de diseno de 3 ft/s o menos para evitar el reencauzamiento sin golpeteo. El area
frontal del PES (W x H), v.g., el area normal a la direction del fluj o del gas, debe seleccionarse
para mantener baj as las velocidades del gas y para acomodar los requerimientos electricos (v.g. el
espaciamiento alambre-a-placa), al tiempo que tambien asegura que se cumpla con los requerimientos
de area total de placa. Esta area puede ser configurada en una variedad de formas. Las placas
pueden ser cortas en altura, largas en la direction del flujo, con varias en paralelo (angostando el
ancho). O pueden ser grandes en altura, cortas en la direction del flujo, con muchas en paralelo
(ampliando el ancho). Despues de seleccionaruna configuration, la velocidad del gas puede
obtenerse dividiendo la rapidez de flujo volumetrico, Q, por el area frontal del PES.
donde:
v = velocidad del gas (m/s)
gas o \ /
3-32
-------
Q_
WE
V = 7^7 (3.43)
W = anchura de la entrada del PES (m)
H = altura de la entrada del PES (m)
Cuando se cumplen las restricciones anted ores, este valor de velocidad tambien asegura
que la turbulencia no esta fuertemente desarrollada, de modo que ayuda a la captura de particulas.
3.2.3 Calculos de Caida de Preside
La caida de presion en un PES se debe a cuatro factores principales:
• Placa difusora (usualmente presente)—(placa perforada a la entrada)
• Transiclones a la entrada y salida del PES
• Deflectores en las placas de recoleccion (refuerzos) o corrugados
• Resistencia de la placa plana de recoleccion contra el fluj o de gas
La caida de presion total es la suma de las caidas de presion individuates, pero cualquiera
de estas fuentes puede dominar atodas las otras contribuciones de la caida de presion. Usualmente,
la caida de presion no es un factor que rija al diseno, pero necesita mantenerse en un valor
aceptablemente baj o. En la Tabla 3.11 se proporcionan las caidas de presion tipicas para los
cuatro factores. La caida de presion del PES, usualmente menos que cerca de 0.5 in. de f^O, es
mucho mas baj a que para el sistema de recoleccion asociado y los conductos. Con las velocidades
de transports utilizadas para el polvo recolectado en los PESs, generalmente 4,000 ft/mm o
may ores, las caidas de presion del sistema estan usualmente en el rango de 2 a 10 in. H2O,
Table 3.11: Componentes de Caida de Presion PES
Caida de Presion Tipica
Componente
Difusor
Transicion de entrada
Transcion de salida
Deflectores
Placas de coleccion
Baja
0.010
0.07
0.007
0.0006
0.0003
(in. H20)
Alta
0.09
0.14
0.015
0.123
0.008
Total 0.09 0.38
3-33
-------
depend!endo de la longitud de los conductos y de la configuration, asi como de el(los) tipo(s) de
dispositivo(s) de preacondicionamiento utilizado(s) corriente arriba.
Los cuatro factores principales que contribuyen a la caida de presion se describen
brevemente enseguida.
La placa difusora es utilizada para igualar el flujo del gas a lo ancho de la cara del PES.
Consiste tipicamente de una placa plana cubierta de hoyos redondos de 5 a 7 cm de diametro (2
a 2.5 /«.), teniendoun area abierta de 50 a 65 % del total. La caida de presion depende fuertemente
del por ciento de area abierta, pero es casi independiente del tamano de los hoyos.
La caida de presion debida al agrandamiento gradual en la entrada es causada por los
efectos combinados de la separation del flujo y la friction en la pared y es dependiente de la
forma del ensanchamiento. En la salida del PES, la caida de presion causada por una contraction
gradual, corta, bien dirigida, es pequena.
Los deflectores estan instalados sobre las placas de recoleccion para escudar al polvo
recolectado del fluj o del gas y proporcionar un efecto reforzador para mantener las placas alineadas
paralelas una a la otra. La caida de presion debida a los deflectores depende del numero de
deflectores, de su protuberancia en la corriente del gas con respecto a la distancia electrodo-a-
placay a la velocidad del gas en el PES.
La caida de presion de las placas planas de recoleccion es debida a la friction del gas
arrastrandose a lo largo de las superficies planas y es tan pequena comparada con otros factores
que usualmente puede ser despreciada en problemas de ingenieria.
3.2.4 Caracteristicas de la Particula
Varias caracteristicas de la particula son importantes para la recoleccion de la particula.
Se supone generalmente que las particulas son esfericas o suficientemente esfericas para ser descritas
por algun diametro esferico equivalente. Las particulas altamente irregulares o alargadas pueden
no comportarse en formas que puedan ser facilmente descritas.
La primera caracteristica importante es la masa de las particulas en la corriente de gas,
v.g., la carga (cantidadj de particulas. Esta cantidad usualmente se determina colocando un filtro
en la corriente de gas, recolectando un volumen conocido de gas y determinando la ganancia en
peso del filtro. Debido a que el PES opera en un amplio rango de cargas como un dispositivo de
eficiencia constante, la carga a la entrada determinara directamente la carga a la salida. Si la carga
se vuelve muy alta, la operation del PES se alterara, usualmente para empeorar.
3-34
-------
La segunda caracteristica es la distribution del tamano de las particulas, con frecuencia
expresada como la masa acumulada por debajo de un tamano de particula dado. La distribution
de tamano describe cuantas particulas hay de un tamano dado, lo cual es importante porque la
eficiencia del PES varia con el tamano de particula. En terminos practices, un PES recolectara
todas las particulas de diametro mayor a 10 jim, mejorquelasmenoresa 10 jam. Solosilamayor
partede la masa en las particulasestaconcentrada por arribade 10 jam, seiianecesaria la distribution
real de particulas por arriba de 10 jim.
En lugar de las distribuciones acumuladas de la masa, la distribution de tamano es
frecuentemente descrita por parametros log-normal. Esto es, la distribution de tamano parece
como una curva normal probabilistica si el logaritmo del tamano de particula usado es la abscisa.
Los dos parametros necesarios para describir una distribution log-normal son el diametro masico
mediano (o medio) y la desviacion geometrica normal.
El MMD es el diametro para el cual, una mitad de la masa de particulados consiste de
particulas mas chicas y la otra mitad es mas grande (vea el Procedimiento, Paso 5, de las Sub-
section 3.2.1.2). Si el MMD de una distribution es mayor de cerca de 3 jim, el PES recolectara
todas las particulas mayores que el MMD, al menos tan bien como una particula de 3 jim,
representando la mitad de la masa en la distribution de tamano de entrada.
La desviacion geometrica normal es el equivalente de la desviacion normal de la distribution
normal. Describe que tan amplia es la distribution de tamano. La desviacion geometrica normal
se computa como la relation del diametro correspondiente al 84 por ciento del total de la masa
acumulada al MMD; siempre es un numero mayor a 1. Una distribution con todas las particulas
del mismo tamano (mono-dispersas), tiene una desviacion geometrica normal de 1. Una desviacion
geometrica normal menor a 2, representa en cambio una distribution estrecha. Para fuentes de
combustion, las desviaciones geometricas normales varian de 3 a 5 y estan comunmente en el
rangode3.5 a4.5.
Una desviacion geometrica normal de 4 a 5, acoplada con un MMD de menos de 5 jim,
significa que hay una cantidad sustancial de material sub-micrometrico. Esta situation puede
cambiar las condiciones electricas de un PES por el fenomeno conocido como "apagamiento de la
carga espacial", el cual resulta en voltaj es de operation altos pero corrientes bajas. Es serial de
carga inadecuada y reduce la eficiencia del PES. Esta condition puede ser evaluada cuidadosamente
para asegurar margenes de diseno adecuados.
3.2.5 Caracteristicas del Gas
Las caracteristicas del gas mas necesarias para el diseno del PES son el flujo volumetrico
del gas y la temperatura del gas. El flujo volumetrico, multiplicado por el SCA de diseno, da el
area total de placa requerida por el PES. Si el fluj o volumetrico es conocido a una temperatura,
3-35
-------
puede ser conocido a otra temperatura aplicando la ley del gas ideal. Las incertidumbres en
temperatura y volumen compensaran las inexactitudes de la aplicacion de la ley del gas ideal.
La temperatura del gas afecta directamente a la viscocidad del gas, la cual se incrementa
con la temperatura. La viscocidad del gas se afecta en menor grado por la composicion el gas,
particularmente por el contenido de vapor de agua. En lugar de los valores de viscocidad para
una composicion particular del gas, puede usarse la viscocidad del aire. La viscocidad entra en
los calculos del SCA directamente, tal como se observa en el Paso 14 del procedimiento de
diseno.
La temperatura y composicion del gas tiene un efecto fuerte en la resistividad del material
particulado recolectado. Especificamente, la humedad y los componentes acidos en el gas, pueden
ser quimisorbidos sobre las parti culas en cantidad suficiente para baj aria resistividad intrinseca
dramaticamente (ordenes de magnitud). Para otros tipos de materiales, casi no hay efecto.
Aunque no es posible tratar la resistividad aqui, el disenador debe estar consciente de la sensibilidad
potencial del tamano del PES a la resistividad y a los factores que la influyen.
La selection del tamano de la fuente de poder (capacidad de corriente y voltaje), a ser
utilizada con una aplicacion particular puede ser influida por las caracteristicas del gas. Ciertas
aplicaciones producen gas cuya densidad puede diferir significativamente de las tipicas fuentes de
combustion (la variation de la densidad puede resultar a partir de la temperatura, la presion y la
composicion). La densidad del gas afecta los voltajes de initiation de la corona y los voltajes a
los cuales ocurre el centelleo.
3.2.6 Limpieza
La limpieza de los materiales recolectados de las placas frecuentemente es acompanada,
intermitente o continuamente, de golpeteo severo de las placas con martillos automaticos o pistones,
usualmente a lo largo de los bordes superiores, excepto en el caso del PES humedo que utiliza
agua. El golpeteo desprende al material, el cual cae a lo largo de la placa hasta que se asienta en
una tolva para polvo. Las caracteristicas del polvo, la intensidad del golpeteo y la frecuencia del
golpeteo, determinan que tanto material es reencauzado y que tanto llega a la tolva permanentemente
Para PESs humedos, debe considerarse el manejo de aguas residuales. Para sistemas
simples con polvos inocuos, el agua con parti culas recolectadas por el PES puede descargarse del
sistema del PES a un clarificador removedor de solidos (ya sea dedicado al PES o parte del
sistema de tratamiento de aguas residuales de la planta), y de ahi a disposition final. Los sistemas
mas complej os pueden requerir remocion de la capa flotante y de lodos, clarification en equipo
dedicado, ajuste de pH y/o tratamiento para remover los solidos disueltos. El agua atomizada del
pre-acondicionador del PES puede tratarse separadamente del agua utilizada para inundar las
placas recolectoras del PES, de modo que la mas limpia de las dos aguas pueda regresarse al
3-36
-------
PES. La recirculacion del aguatratada al PES puede aproximarse al 100 por ciento.
La tolva debe disenarse de modo que todo el material en ella se deslice hasta el mero fondo,
donde puede ser evacuado periodicamente, a medida que la tolva se llena. El polvo es removido
a traves de una valvula hacia un sistema de manej o de polvo, tal como un transportador neumatico.
Las tolvas son con frecuencia suministradas con calor auxiliar para prevenir la formation de grumos
o plasta y la obstruction subsecuente del sistema de manej o de polvo.
3.2.7 Caracterfstkas de Construction
El uso del termino "geometria de placa-alambre" puede ser algo confuso. Puede referirse a
tres tipos diferentes de electrodos de descarga: alambres con pesas colgados de una estructura
de soporte en la tapa del PES, marcos de alambre en los cuales los alambres estan ensartados
tensamente en un marco rigido de soporte, o electrodos rigidos construidos de una sola pieza de
metal. En anos recientes, ha habido una tendencia a utilizar marcos de alambre o electrodos de
descarga rigidos en lugar de electrodos de descarga de alambres con pesas (particularmente en
aplicaciones de calderas que queman carbon). Esta tendencia ha si do estimulada por el deseo del
usuario de incrementar la confiabilidad del PES. Los marcos de alambre y los electrodos rigidos
son menos propensos a fallas por rompimiento y son facilmente limpiables con equipo de limpieza
del tipo por impulse.
Otras diferencias en construction resulta de la selection de la relation del ancho del
pasaje de gas (linea de flujo), o del espaciamiento del electrode de descarga al electrodo de
recoleccion. Tipicamente, el espaciamiento del electrodo de descarga al de recoleccion varia de
11 a 19 cm. (4.3 a 7.5 in.). El tener gran espaciamiento entre los electrodos de descarga y de
recoleccion, permite que se utilicen campos electricos may ores, lo cual tiende a mej orar la recoleccion
de polvo. Para generar campos electricos mas grandes, sin embargo, las fuentes de poder deben
producir voltajes de operation mas altos. Por lo tanto, es necesario balancear los ahorros en
costos logrados con mayores espaciamiento entre electrodos, contra los costos mas altos de las
fuentes de poder que producen voltajes de operation mas altos.
La mayoria de los PESs son construidos de acero mediano. Las corazas de los PES son
construidas tipicamente de placas de acero mediano de 3/16 a 1/4 de pulgada. Los electrodos de
recoleccion son generalmente fabricados de acero mediano de menor calibre. Un espesor de
calibre 18 es comun, pero variara con el tamano y severidad de la aplicacion.
Los alambres de los electrodos de descarga vienen en varias formas desde redondas
hasta cuadradas o con puas. Un diametro de 2.5 mm (0.1 in.), es comun para alambres con
3-37
-------
pesas, pero otras formas utilizadas tienen diametros efectivos mucho may ores, v.g., electrodes
cuadrados de 64 mm (0.25 in.).
Puede utilizarse acero inoxidable para aplicaciones corrosivas, pero es raro excepto en
PESs humedos. Se ha encontrado que los electrodos de descarga de acero inoxidable son
propensos a falla por fatiga en PESs secos con sistemas de limpieza de electrodos del tipo por
impacto. [3]
Los precipitadores utilizados para recolectar rocio de acido sulfurico en plantas de acido
sulfurico, son construidos de acero, pero las superficies en contacto con el rocio del acido estan
recubiertas de plomo. Los precipitadores utilizados en las calderas de recuperation de licor negro
en las plantas de papel, tienen envolvente de vapor. De estos dos, las calderas de recuperation
tienen con mucho el mayor numero de aplicaciones de PES.
3.3 Estimation de la Inversion de Capital Total
La total capital cost - TCI (inversion de capital total) para un sistema de PES incluye los
costos de la estructura del PES, partes internas, golpeadores, fuente de poder, equipo auxiliary los
costos directos e indirectos usuales asociados a la instalacion o colocacion de equipo nuevo de
control. Estos costos, en dolares del seguedo trimestre de 1987, se describen en las siguientes
secciones8
3.3.1 Costo del Equipo
3.3.1.1 Costos del PES
Se consideran cinco tipos de PESs: placa-alambre, placaplana, humedo, tubular y de dos
etapas. Los costos basicos para los dos primeros se toman de la Figura 3.5, la cual proporciona los
precios brida-a-brida, colocados en el campo, basados en el area de placa requeriday en un disefio
de electrodo rigido. Esta area de placa se calcula de la information de dimensionamiento proporcionada
previamente para los cuatro tipos. Se hacen ajustes para las opciones estandar listadas en la Tabla
3.12. Los costos paraPESs tubulares/humedos se discuten mas abajo en Tendencias Actual es y los
costos para precipitadores de dos etapas estan dados en una subsection posterior.
Los costos estan basados en un numero de cotizaciones reales. Se han ajustado lineas por
minimos cuadrados a las cotizaciones, una para tamafios entre 50,000 y 100,000_/Py una segunda
para tamafios entre 10,000 y 50,000ft2 Se da una ecuacion para cada linea. No deben usarse
extrapolacionespordebajode 10,000 o por encimade l,000,000ft2 El lector no debe sorprenderse
8 Para informacion en el incremento de precios a valores mas actuates, refierase al reports de EPA: Indeces
de Incrementode Costos de Control de Contaminacion de Aire, los cuales estan instalados en el OAQPS
Red de Transferencia de Tecnologia (CTC Bulletin Board).
3-38
-------
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Figura 3.5: Precio de compra de brida-a-brida de un PES del
tipo Seco vs. area de placa.
si se obtienen cotizaciones que difieran de estas curvas tanto como ±25 por ciento. Se pueden tener
ahorros importantes solicitando cotizaciones multiples. Todas las unidades incluyen el envolvente del
PES, tolvas piramidales, electrodos rigidos y placas internas de recoleccion, conjuntos de transformador
rectificador (TR) y controles microprocesadores, golpeadores y polines de soporte (piemas), para
claros de 4 pies debajo de las descargas de la tolva. La curva mas abajo es la unidad basica sin las
opciones estandar. La curva mas arriba incluye las opciones estandar (vea la Tabla 3.12), que son
normalmente utilizadas en un sistema modemo. Estas opciones agregan aproximadamente 45 por
ciento al costo basico del equipo de brida-a-brida. Los costos del aislante son para 3 in. de fibra de
vidrio instalada en el campo, encasillada en unapiel de metal y aplicada en el exterior de todas las
areas en contacto con la corriente de gas. El aislante de los conductos, de la cubierta de los ventiladores
y de la chimenea deben de calcularse separadamente.
Impacto de las alternativas de diseno de los electrodos Todos los tres disenos
electrodo rigido, alambre con pesas y marco rigido—pueden emplearse en la mayoria de las
aplicaciones. Cualquier diferencial de costo entre disenos dependera de la combination de la
3-39
-------
experiencia del proveedor y de los factores especificos del sitio que determinan los factores de
tamafio del equipo. El diseno de marco rigido costara hasta 25 por ciento mas si el mastil o altura
de la placa esta restringida a los mismos utilizados en otros disenos. Varies proveedores pueden
ahora proporcionar colectores de marco rigido con placas mas largas y asi, el diferencial de costo
puede aproximarse a cero.
El diseno de alambre con pesas utiliza espaciamientos de placa mas estrechos y mas
electrodos internos de descarga. Este diseno esta siendo menos empleado: y por lo tanto, su
costo se esta incrementando y actualmente es aproximadamente el mismo que para el colector de
electrodo rigido. Por debajo de cerca de 15,000 ft2 de area de placa, los PESs son de diseno
diferente y normalmente no son armados en el sitio y los costos seran significativamente diferentes
de los valores extrapolados de la Figura 3.5.
Impacto de los materiales de construction: espesor del metal y acero ieoxidable
Las condiciones de operation corrosivas u otras adversas pueden sugerir una especification de
secciones de metal mas grueso en el precipitador. Los incrementos razonables en las secciones de
metal resultan en incrementos minimos del costo. Por ejemplo, las placas de recoleccion son
construidas tipicamente de acero mediano calibre 18. La mayoria de los fabricantes de PES
pueden incrementar el espesor de la section en 25 por ciento sin cambios importantes en el diseno
ni incrementos en los costos de manufactura de mas de poco por ciento.
Tabla 3.12: Opciones Estandares para Equipo Basico
Opeion Adicion aS costo (%)
1 Boquillas a la entrada y a la salida y placas difusoras 8 a 10
2 Auxiliares a la campana/calentadores, detectores de nivel 8 a 10
3 Cubiertas contra el clima y accesos a escaleras 8 a 10
4 Soportes estructurales 5
5 Aislante 8 a 10
Total de opciones 1 a 5 1.37 to 1.45 x Base
Tabla 3.13
Material
Acero Inoxidable, 316
Carpenfer20CB-3
Monel-400
Niquel-200
Titanio
Factor
1.3
1.9
2.3
3.2
4.5
Refereocia(s)
[4,5,6]
[6]
[4,6]
[6]
[6]
3-40
-------
Los cambios en el tipo de material puede incrementar el costo de compra del PES desde
cerca de 30 a 50 por ciento con placas de recoleccion y paredes del precipitador de acero
inoxidable tipo 304, y hasta varios cientos de por ciento para materiales mas caros utilizados para
todos los elementos del PES. En base al costo del acero inoxidable tipo 304, pueden utilizarse
para otros materiales los factores aproximados proporcionados enseguida:
En el Apendice A se proporcionan mas detalles de los efectos del espesor y tipo del
material.
Los limites mas bajos para emisiones condensables (MACTj Evaluation de Riesgos),
han resultado en una mayor demanda por PESs Humedos. [37]
Tendencias recientes A 1987, la mayor parte del mercado era para placas de area de
tamano en el rango de 50,000 a 200,000^. Los precios de venta de los PES se han incrementado
muy poco en los ultimos 10 anos debido a di senos mas efectivos, mayor competencia de proveedores
europeos y un encogimiento del mercado de plantas de servicios.
Fuentes industriales informan que los costos de PES (1999), no han cambiado
significativamente desde 1987. [3 8][39] Mejoras en el diseno han permitido espaciamientos de
placa mas amplios que reducen el numero de componentes intemos y placas y mastiles mas altos
proporcionan area de placa adicional a un costo baj o. El espaciamiento mas amplio de las placas
ha reducido los costos globales de materiales e instalacion, compensando facilmente por cualquier
incremento en los costos de materiales y mano de obra. [37] Los PESs humedos tubulares de
fluj o descendente utilizan la gravedad para remover el agua y el particulado reencauzado que se ha
Tabla 3.14: Contamination de Aire de Precipitador Electrostatico Humedo
80% Eficiencia
Volume
Saturado(acfm)
10,000
15,000
20,000
25,000
30,000
35,000
Precio
($x1000j
315
342
369
398
427
442
Precio
($/acfmj
31.5
22.8
18.5
16.0
14.3
12.7
85% Eficiencia
Precio
($x1000j
327
355
385
423
441
...
Precio
($/acfm)
32.7
23.7
19.3
17.0
14.7
...
30% Eficiencia
Precio
($x1000j
339
378
412
448
...
...
Precio
($/acfmj
33.9
25.5
20.6
18.0
...
...
35% Eficiencia
Precio
($x1000j
365
408
451
...
...
...
Precio
($/acfm)
36.5
27.2
22.6
...
...
...
3-41
-------
recolectado en los tubos, resultando en costos bajos de operation. Estas unidades pueden disenarse
para lavar los tubos intermitentemente mientras estan en linea. Las unidades tubulares son entregadas
tipicamente como modules "ensamblados en fabrica" porque los tubos estan soldados juntos en
grupos. El tamano de los modules esta limitado por consideraciones de embarque. Las unidades
tipo placa son embarcadas usualmente con los componentes empacados por separado. Estas
unidades no tienen las mismas limitaciones de tamano que los PESs humedos tubulares, pero
comparativamente requieren mas mano de obra para la instalacion en el campo. El uso de aleaciones
de alto grado para aplicaciones corrosivas (v.g., incineradores), incrementa los costos de los
materiales. [37] Los controles con microprocesadores y los sistemas de administration de energia
han bajado los costos de operation.
En la Tabla 3.14 se enlistan los costos (total y por acfrri), para varios volumenes de gas y
eficiencias de remocion para PESs Humedos. Para volumenes de gas may ores, pueden utilizarse
multiples modules. Los precios estan basados en modules "ensamblados en fabrica". [37]
Pocos, si acaso algunos, de los PESs del lado caliente (aquellos utilizados corriente arriba
de un pre-calentador de aire en una fuente de combustion), son especificados para compra
actualmente. El reconocimiento de que los carbones bajos en sodio tienden a construir capas de
cenizas resistivas sobre las placas recolectoras, reduciendo asi la eficiencia del PES, casi ha
eliminado las ventas de estas unidades. De cerca de 150 unidades existentes, cerca de 75 son
candidatas para conversion a unidades del lado frio en los proximos 10 anos.
La aplication industrial especifica tiene poco impacto ya sea en el costo o en el diseno del
PES, con tres excepciones: plantas de papel y de manufactura de acido sulfurico, y plantas de
sub-producto de coque. Las plantas de papel utilizan tolvas con transportador de arrastre que
agregan aproximadamente 10 por ciento al costo base del equipo de brida-a-brida. Para el
control de emisiones en plantas de acido sulfurico y de hornos de sub-producto de coque, se
utilizan PESs humedos. En la manufactura de acido sulfurico, los PESs humedos son utilizados
para recolectar rocio de acido. Estos precipitadores son usualmente pequenos y utilizan plomo
para todas las superficies interiores, por lo tanto, cuestan normalmente de $65 a $95//?2 de area
de recoleccion instalada (dolares de mediados de 1987) y hasta S120//F en situaciones especiales.
Ademas, un PES humedo circular es utilizado para controlar emisiones de la operation de
desalquitranado del gas de homos de coque. Estos precipitadores estan hechos utilizando altas
aleaciones de aceros inoxidables y cuestan tipicamente de $90 a $ 1201ft2, instalados. Debido al
bajo numero de ventas, al pequeno tamano de las unidades vendidas y a la dependencia de
factores especificos del sitio, no se dispone de costos mas definitivos.
3.3.1.2 Factor de Costo de Reconversion
Se incrementan los costos de un PES cuando se tratan de instalaciones de reconversion,
debido a la necesidad comun de remover algo para hacer espacio para el nuevo PES. Tambien,
3-42
-------
los conductos usualmente son mucho mas caros. El trazado de los conductos es con frecuencia
obstruido por la estructura existente, se requieren soportes adicionales y las areas confinadas
hacen la colocacion mas intensiva en mano de obra y mas tardada. Los costos son especificos del
sitio, sin embargo, para propositos de estimation, puede usarse un multiplicador de reconversion
de 1.3 a 1.5 aplicado a la inversion de capital total. Este multiplicador puede ser seleccionado
dentro de este rango, basado en la relativa dificultad de la instalacion.
Un caso especial es la conversion de PESs del lado caliente al lado frio para aplicaciones
de calderas que queman carbon. La magnitud de la conversion es muy especifica del sitio, pero la
mayoria de los proyectos contendran los siguientes elementos:
• Re-localizacion del pre-calentador de aire y de los conductos hacia este.
• Redimensionamiento del conducto de entrada y de salida del PES para el nuevo volumen
de aire y su relocalizacion.
• Mej ora del tamano del ventilador de TI (tiro inducido) o del motor para acomodar la
mayor presion estaticay los requerimientos de caballos potencia.
• Adicion o modification de los cimientos para los soportes del ventilador y de los conductos.
• Evaluation del SCA requerida y ya sea incrementar el area de recoleccion o instalar un
sistema de acondicionamiento de gas SO3.
• Adicion de calentadores de tolvas.
• Mej ora de los controles electricos analogicos a controles tipo microprocesadores.
• Incrementar el numero de golpeadores de placas recolectoras y tal vez la localization del
golpeteo.
En algunas instalaciones, puede ser efectivo en costo deshacer totalmente el colector
existente, utilizando solamente la envolvente y las tolvas existentes y modemizando los interiores.
El costo de la conversion es un proyecto de varios millones de dolares siendo tipicamente
al menos de 25 a 35 por ciento de la inversion de capital total de una unidad nueva.
3.3.1.3 Equipo Auxiliar
El equipo auxiliar mostrado en la Figura 3.2 se discute en otra parte en este Manual.
Debido a que el equipo de remocion de polvo (v.g., transportadores de gusano), las campanas,
pre-enfriadores, ci clones, ventiladores, motoresy chimeneas, son comunes amuchos sistemas de
control de la contamination, se les da (o dara) tratamiento extensive en secciones separadas.
3.3.1.4 Costos de Precipitadores de Dos Etapas
3-43
-------
Los costos de equipo comprado de precipitadores de dos etapas, los cuales deben ser
considerados separadamente de los PESs de una etapa, a gran escala, estan dados en la Figura
6.18. [40] Para ser consistente con la practica industrial, los costos estan dados como una
fund on de la rapidez de fluj o a traves del sistema. La curva de costo mas baj a es para una unidad
de dos celdas sin pre-enfriador, una celda de lavado instalada o un ventilador. La curva superior
es paraun sistema de paquete, de diseno ingenieril, con los siguientes componentes: plenum
difusor de entrada, prefiltro, serpentines de enfriamiento con recubnmiento,plemims de serpentines
con acceso, controles del flujo de agua, configuration de triple paso, ventilador de extraction del
sistema con accesorios, plenum de salida y sistema de limpieza con espuma instalado con controles
semiautomaticos y controlador programable. Todo el equipo esta ensamblado mecanica y
electricamente y esta montado sobre una tarima estructural de acero.
33.2 Costo Total de Equipo Comprado
El costo total de equipo comprado de un sistema de PES, es la suma de los costos del
PES, opciones, equipo auxiliar, instrumentos y controles, impuestos y fletes. Estos ultimos tres
articulos generalmente se toman como porcentajes de un costo total estimado de los primeros tres
articulos. Los valores tipicos, de la Section 1 del Manual, son 10 por ciento para instrumentos
y controles, 3 por ciento para impuestos y 5 por ciento para fletes.
Los costos de equipo estandar y de otras opciones puede variar desde 0 hasta mas de
150 por ciento del costo del puro PES, dependiendo del sitio y de los requerimientos de aplicacion.
Otros factores que pueden incrementar el costo del PES estan dados en la Tabla 3.15.
333 Inversion de Capita! Total (TCI)
Utilizando la metodologia de la Section 1, la TCI es estimada de una serie de factores
aplicados al costo de equipo comprado para obtener costos directos e indirectos de instalacion.
La TCI es la suma de estos tres costos. Los factores requeridos estan dados en la Tabla 3.16.
Debido a que el PES puede variar desde unidades pequefias anexas a edificios existentes, hasta
estructuras grandes, separadas, no estan dados los factores especificos para preparation del sitio
ni para los edificios. Sin embargo, los costos para edificios pueden ser obtenidos de referencias
tales como Means Square Foot Costs 1987 (Costos Medios por Pie Cuadrado) [41]. El
terreno, el capital de trabajo y los servicios fuera del sitio estan excluidos de la tabla, por que
normalmente no se requieren. Para instalaciones muy grandes, sin embargo, pueden necesitarse y
pueden ser estimados segun se vayan necesitando.
3-44
-------
100
6 8 10
Flow Rate (1,000 acfm)
14
Figtira 3.6: Costos de Compra de Precipitadores de Dos Etapas, Dos celdas[40]
Table 3.15: Factores que incrementan el costo de PES
Item
Electrodo de marco ngido con altura
de placa restringida
Placas colectoras deAcero Inoxidable
tipo 304 y paredes precipitadoras
Construccion Total de Acero Inoxidable
ESP with drag conveyor hoppers
(paper mill)
Installacionesde Reconversion
Factor
1.0 to 1.25
1.3 to 1.5
2 to 3
1.1
1.3 to 1.5
Applied
PES capa base
PES capa base
PES capa base
PES capa base
PES inversion total de capital
(nueva instalacion)
PEShumedo
Rocio de acido sulfurico Vease 3.3.1.1
Rocio de acido sulfurico (instalacion especial) Vease 3.3.1.1
Desaquiltranado del gas de hornos de coque Vease 3.3.1.1
3-45
-------
Note que los factores dados en la Tabla 3.16 son para condiciones promedio de instalacion,
v.g., sin problemas inusuales con el movimiento de tierra en el sitio, acceso, embarques o estructuras
que interfieran. Puede verse considerable variacion con circunstancias de instalacion diferentes a
las promedio. Para precipitadores de dos etapas comprados como sistema en paquete, varios de
los costos en la Tabla 3.16 podrian ser reducidos grandemente o eliminados. Estos incluyen
instrumentos y controles, cimientos y soportes, colocacion y manej o, pintura y estudios de modelo.
Un factor de instalacion de 0.20 B a 0.25 B seria algo mas apropiado para PESs de dos etapas.
3.4 Estimation de los Costos Totales Anuales
3.4.1 Costos Directos Aeuales
Los costos directos anuales incluyen la mano de obra de operacion y de supervision, los
materiales de operacion, reemplazo de los golpeadores y de los electrodos, mantenimiento (mano
de obra y materiales), servicios, disposicion del polvo y tratamiento de aguas residuales para
PESs humedos. La mayoria de estos costos se discuten individualmente mas adelante. Estos
varian considerablemente con la localizacion y el tiempo y, por esta razon, deben obtenerse a
conveniencia del sistema de PES especifico que este siendo costeado. Por ejemplo, los salarios
actuates pueden encontrarse en publicaciones tales como el Monthly Labor Review, publicado
por el U.S. Department of Labor, Bureau of Labor Statistics (Departamento del Trabajo de los
EE.UU., Oficina deEstadisticas de Trabajo).
3.4.1.1 Mano de Obra de Operacion y de Supervision
Es necesaria una operacion apropiada del PES para cumplir con las regulaciones aplicables
a la emision de particulados y asegurar costos minimos. Un PES es una pieza de equipo cara.
Aun el equipo bien disenado se deteriorara rapidamente si es mantenida impropiamente y tendra
que ser reemplazada mucho antes de lo que debiera ser necesario. No solo puede la operacion y
el mantenimiento apropiados ahorrar dinero del operario, tal programa de operacion y
mantenimiento puede tambien contribuir a las buenas relaciones con la agencia que gobierna el
control de la contaminacion, mostrando buena fe con esfuerzos para cumplir con las regulaciones
en materia de aire.
Aun cuando cada planta tiene sus propios metodos para conducir un programa de operacion
y mantenimiento, la experiencia ha mostrado que las plantas que asignan a un individuo la
responsabilidad de coordinar todas las piezas del programa, operan mejor que aquellas en donde
diferentes departamentos cuidan solo una cierta porcion del programa. Los departamentos
separados tienen poco conocimiento de como su porcion impacta a todo el programa. En otras
palabras, una planta necesita un individuo que coordine la operacion, mantenimiento y corrija los
3-46
-------
componentes de su programa de PES, si espera tener una operacion relativamente libre de
problemas. El coordinador es tipicamente un ingeniero que reporta al gerente de planta e interactua
con los supervisores de mantenimiento y de procesos de la planta, el laboratorio y el departamento
de compras. En companias de mas de una planta, sera responsable de todos los PESs. La
portion de su tiempo total que este individuo gasta en el PES, se convierte entonces en un gasto
de operacion del PES. Esto puede expresarse como:
AC=X(LCC) (3.44)
donde
AC = costo anual de coordinacion ($/ano)
X = fraction del tiempo total gastado en PES
LCC = costo anual de la mano de obra individual del coordinador de PES ($/ano)
Ademas de los costos de coordinacion, los requerimientos tipicos de mano de obra de operacion
son de 1/2 a 2 horas por turno para un amplio rango de tamanos de PES. [8] Las unidades
pequenas o las que funcionan bien pueden requerir menos tiempo y las unidades muy grandes o las
problematicas pueden requerir mas tiempo. La mano de obra de supervision se toma como 15
por ciento de la mano de obra de operacion.
3.4.1.2 Materiales de Operacion
Generalmente no se requieren materiales de operacion para los PESs. Una exception es
el uso de agentes pre-acondicionantes del gas para el control de la resistividad del polvo.
3.4.1.3 Mantenimiento
El lector debe obtener la Publication No. EK4/625/1-85/017, Operating and
Maintenance Manual for ESPs (Manual de Operacion y Mantenimiento de PESs), [43] para las
practicas de mantenimiento sugeridas. Los costos de la mano de obra del mantenimiento de rutina
del PES pueden ser estimados utilizando datos proporcionados por los fabricantes. Si tales datos
no estan disponibles, puede utilizarse el siguiente procedimiento. En base a los datos para un
colector de 100,000//2, se estima que la mano de obra de mantenimiento requiere de 15 h/
semana, 44 semanas/ano. Con un costo de mano de obra directa de $12.50/h (costos a mediados
de 1987), se establece un costo anual estimado de mano de obra de mantenimiento de $8,250 o
$0.0825//?2 de area del colector. Esta relation puede suponerse lineal arriba de un tamano de
colector de 50,000ft2'y constante en $4,125 por debajo de este tamano. Al costo de mano de
obra de mantenimiento debe agregarsele el costo de materiales de mantenimiento. En base al
analisis de la information del proveedor, los costos anuales de los materiales de mantenimiento se
estiman como 1 por ciento del costo de brida-a-brida del precipitador comprado:
3-47
-------
Table 3.16: Factores de Costo Capital para PESsa [26]
Articulo de Costo Factor
Costos Pi rectos
Costo de Compra de equipo
PES + equipo auxiliar Como estimado, A
Instrumentacion 0.10 A
Impuestos de venta 0.03 A
Transporte 0.05 A
Costo de equipo comprado, PEC B = 1.18 A
Costos de instalacion directos
Cimientos & soportes 0.04 B
Manejo & ereccion 0.50 B
Electrico 0.08 B
Plomeria 0.01 B
Aislamientodeductos8 0.02 B
Pintura 0.02 B
Costos de instalacion directos 0.67 B
Preparacion de terreno Como requerido, SP
Edificios Como requerido, Bldg.
Total de Costos Directos, DCb 1.67 B + SP + Bldg.
Costos Indirectos (instalacion)
Ingenieria 0.20 B
Gastos de construccion y terreno 0.20 B
Tarifas de contratista 0.10 B
Inicio 0.01 B
Pruebade Desempeno 0.01 B
Estudio de modelo 0.02 B
Contingencias 0.03 B
Total de Costos Indirectos, 1C 0.57 B
Inversion Total de Capital= DC + 1C 2.24 B + SP + Bldg.
a Si las dimensiones del ducto nan sido establecidas, la estimacion de costos se puede basar en $10
to $12/ft2 de superficie de aplicacion. (Alternativamente, refierase a la Secction 2 de este Manual.)
Ventiladores y chimeneas tambien pueden ser aislados. [42]
b Para precipitadores de dos niveles, costos directos de instalacion son mas cerca de 0.20 a 0.25 + SP
+ Bldg.
3-48
-------
MC = 0.01 (FCC) + costo de mano de obra (3.45)
donde
MC = costo anual de mantenimiento ($/ano)
FCC = Costo brida-a-brida del PES comprado ($)
costo de mano de obra = $4,125 si A < 50,000/r2
0.825siA>50,000/P
donde
A = area de placa del PES (ft2)
3.4.1.4 Electricidad
Se requiere energia para operar los ventiladores del sistema, los conjuntos transformador-
rectificador (TR) y el equipo de limpieza. La energia del ventilador para el movimiento primario
del gas puede calcularse de la section, capitulo 2 del Manual. Despues de sustituir en esta
ecuacion una eficiencia combinada de ventilador-motor de 0.65 y una gravedad especifica de 1.0,
obtenemos:
FP =0.000181 (0)(A?)(0') (3.46)
donde
FP = requerimientos de energia del motor (kWh/ano)
Q = rapidez de flujo del sistema (acfiri)
AP = caida de presion del sistema (in. H2O)
6' = tiempo anual de operation (h/ano)
La energia de la bomba para PESs humedos puede calcularse de [26]:
0.746Q.ZS 6'
PP = —— (3 47)
3,960r] l ' '
donde
PP = requerimientos de energia de la bomba (kWh/ano)
Q = rapidez de fluj o de agua (gal/min)
Z = cabezal del fluido (ft)
S = gravedad especifica del agua siendo bombeada comparada con agua a
70°Fy 29.92 wi.Hg
0 = tiempo anual de operation (h/ano)
rj = eficiencia bomba-motor (fractional)
3-49
-------
La energia para los conjuntos 77? y los sistemas accionados por motor o de martillos
electromagneticos, es la suma de los consumos de energia para operar ambos dispositivos. El
promedio de los datos de los fabricantes indican que puede utilizarse la siguiente relation:
OP =1.94 xKT3^1 (3.48)
donde
OP = energia anual de operation del PES (kWh/ano)
A = area de placa del PES (ft2)
01 = tiempo anual de operation (h/ano)
Para instalaciones que requieren calentadores de la tolva, la energia de los calentadores
de la tolva puede estimarse similarmente:
HH=2(HN)6' (3.49)
donde
HH = Consumo anual de energia del calentador de la tolva (kWh/ano)
HN = numero de tolvas
0' = tiempo anual de operation (h/ano)
Para precipitadores de dos etapas, el consumo de energia varia desde 25 a 100 W/
kacfm, con 40 W/kacfm siendo lo tipico.
3.4.1.5 Combustible
Si el PES o los conductos asociados son calentados para prevenir condensation, el costo
del combustible puede ser calculado segun se requiera. Estos costos pueden ser importantes,
pero pueden ser dificiles de predecir. Para los metodos para calcular los requerimientos de
transferencia de calor, vea Perry. [44]
3.4.1.6 Agua
El enfriamiento de los gases del proceso para preacondicionamiento puede hacerse por
dilution con aire, evaporation con agua o intercambio de calor con equipo normal. El enfriamiento
por aspersion requiere consumo de agua de la planta (los intercambiadores tambien pueden requerir
agua), aunque los costos usualmente no son importantes. La Section 1 del Manual proporciona
information sobre estimation de los costos del agua de enfriamiento. El consumo de agua en un
PES humedo se estima en 5 gal/min- kacfm [45] para grandes unidades de una sola etapa y en 16
gal/min-kacfm para precipitadores de dos etapas. [46]
3-50
-------
3.4.1.7 Aire Comprimido
Los PESs pueden usar aire comprimido a presiones cerca de 60 a 1 OOpsigpara los martillos
de operacion. El costo equivalente de la energia se incluye en la Ecuacion 3.9 para energia de
operacion.
3.4.1.8 Disposition dePolvo
Si el polvo recolectado no puede reciclarse ni venderse, debe confinarse o disponerse de
alguna otra manera. Los costos tipicamente pueden estar entre $20/ton o $30/ton para residuos
no peligrosos, excluyendo transporte (vea la Section 1 de este Manual). El confinamiento de
residuos peligrosos puede costar hasta 10 veces mas. Los costos de disposition son altamente
especificos del sitio y dependen de la distancia de transporte al confinamiento, tarifas de manejo y
cuotas de descarga de lo dispuesto (volteo). Si estos factores son conocidos, llevan a esta relation:
DD =4.29x\Q-6G6'Q[T+ (TM) D] (3.50)
donde DD = costo anual de disposition del polvo ($/ano)
G = Carga de entrada al PES en granos o concentration de polvo (gr//P)
0" = tiempo anual de operacion (h/ano)
Q = rapidez de fluj o del gas a traves del PES (acfm)
T = cuotapor volteo ($/ton)
TM = tarifapormillaje($/ton-milla)
D = distancia de manejo del polvo (millas)
3.4.1.9 Tratamiento de Agua Residual
Como se indico antes, el uso de agua en PESs humedos es cerca de 5 gal/min-kacjm. [45] El
costo de tratamiento del agua residual resultante puede variar desde cerca de $1.30 a $2.15/1,000
gal [46] dependiendo de la complejidad del sistema de tratamiento. Costos mas precisos pueden
obtenerse de Gumerman et al. [48]
3.4.1.10 Costos de Acondicionamiento
La adaptation de information en calderas de servicios [49] sugiere que el acondicionamiento
con SO3 para PES grandes (2.6 x 106 acfm), cuesta desde cerca de $ 1.60/1 (ffi3 de gas procesado
para un quemador de azufre proporcionando 5 ppm de SO3 hasta cerca de $2.30/1 Q6 ft3 (en
dolares del primer trimestre de 1987), para un sistema de SO2 liquido proporcionando 20 ppm de
SO,.
3-51
-------
3.4.2 Costos ledireetos Aeuales
La recuperacion de capital, los impuestos prediales, seguros, gastos administrativos ("G&A")
y otros gastos son ejemplos de costos indirectos anuales. La recuperacion de capital esta basada
en la vida del equipo y en la tasa de interes anual empleada. (Vea la Seccion 1 para una discusion
completa del costo de recuperacion de capital y las variables que lo determinan). Para PESs, la
vida del sistema varia desde 5 a 40 anos, siendo lo tipico 20 anos. Por lo tanto, como lo sugiere
la Seccion 1 del Manual,cuando se calcula el costo de recuperacion del capital del sistema, uno
debe basarlo en la inversion de capital total. En otras palabras:
CRCs=TCIxCRFs (3.51)
donde
CRCs = costo de recuperacion de capital para un sistema PES ($/ano)
TCI = inversion total de capital ($)
CRFs = factor de recuperacion de capital para un sistema de PES (definido en
la Seccion 1)
Por ej emplo, para una vida del sistema de 20 anos y una tasa de interes anual de 7 por ciento, el
CF/foseria 0.09439.
El factor sugerido a utilizarse para impuestos prediales, seguros y gastos administrativos es
de 4 por ciento de la TCI. Los otros gastos se calculan como 60 por ciento de la suma de la mano de
obra de operation, supervision, coordination y mantenimiento, asi como materiales de mantenimiento.
3.43 Recuperacionde Creditos
Paraprocesos que pueden reutilizar el polvo recolectado en el PES o que pueden
vender el polvo en un mercado local, tal como ceniza volatil vendida como agregado de mezclas
parapavimentar, debe tomarse un credito. Tal como se usa mas adelante, este credito (RC)
aparece como un costo negativo.
3.4.4 Costo Total Anual
El costo total anual por poseer y operar un sistema PES es la suma de los componentes
HstadosdelasSub-secciones3.4.1 hastala3.4.3, v.g.:
TAG =DC + IC-RC (3.52)
3-52
-------
donde
TAG = costo total anual($)
DC = costo directo anual ($)
1C = costo indirecto anual ($)
RC = creditos recuperados (anual) ($)
3.4.5 Problems deEj em plo
Suponga que se requiere un PES para controlar las emisiones de cenizas flotantes de una
caldera que quema carbon bituminoso. La corriente del gas de combustion es 50 kacfm a 325°F
y tiene una carga de entrada de cenizas de 4 gr//?5. Los analisis de la ceniza muestran unMMD de
7 um y una resistividad menor a 2 x 1011 ohm-cm. Suponga que el PES opera 8,640 h/ano (360
d) y se requiere una eficiencia de 99.9 por ciento.
3.4.5.1 SCA de Diseno
El SCA puede ser calculada de la Ecuacion 3.23. Suponiendo que se escoge un diseno de
PES de placa plana, la velocidad de migration de la ceniza flotante es 16.0 cm/s (vea la Tabla
3.3). Entonces:
-ln(l-0.999) s s
SCA = = 0.432 — = 43.2 —
16.0 cm m
Convirtiendo a unidades inglesas (vea el Paso 15 en el procedimiento):
ESCA = 5.080 x 43.2 = 219 ——
kacfm
El area total de placa recolectora es entonces:
219 X50 kacfm =10,950 ft2
kacfm
Para obtener una respuesta mas rigurosa, podemos seguir los pasos del procedimiento
dado en la Subsection 3.2.1:
Paso 1 - La eficiencia de diseno se requiere de 99.9.
3-53
-------
Paso 2 - Penetration de diseno:
99.9
Paso 3 - Temperatura de operation en Kelvin:
(325°F-32°F) x- + 273°C =436°K
Paso 4 - Debido a que la resistividad del polvo es menor de 2 x 1 011 ohm-cm (vea el Paso 4),
no se espera corona invertida severa y la corona invert! da = 0.
Paso 5 - El MMD de la ceniza flotante esta dado como 7 jim.
Paso 6 - Los valores de escabullimiento y de reencauzamiento por golpeteo (de la tabla 3.1),
son:
SN = 0.10
PR = 0.124(suponiendovelocidaddelgas
-------
LF" =0.2124 =0.002
este valor es mayor quep. Intente con cinco secciones:
LF" =0.2125 =0.000428
Este valor es mas pequeno quep y es aceptable.
Paso 10 -La penetration promedio de section es:
i_ t_
ps = p~» =0.001? =0.251
Paso 11 - La penetration de la section de recoleccion es:
p-LF 0.251-0.212
'•=-nr= 1-0.2.2 =
Paso 12 - Los factores de cambio de tamano de parti cula son:
Paso 13 - Los tamanos de parti cula para cada section son:
= 0.10 + 0.0495 (1-0.1) + 0.214 (1-0.1) (1-0.0495)
= 0.251
RR (l-Sl- MMD
MMD = - -
rp
_ 0.124 (1-0.1) (1-0.0495) (5)
0.251
= 2.11
Paso 14 - Las SCAs para cada section son:
Paso 15 - Calcule el SCA total.
SCA Total = 19.65 + 25.76 + 29.46 + 31.34 + 32.15 = 138.36 —
m
SCA (Inglesas) = 5.080 x 138.36 = 702.87
kacfm
3-55
-------
Note que un procedimiento mas riguroso pide un SCA que sea considerablemente mayor que el
valor encontrado utilizando la Ecuacion 3.23. Esta discrepancia es causada por el tamano de
particula considerablemente menor utilizado en el problema de ejemplo que el supuesto para la
Tabla 3.3. En este caso, el metodo mas corto conduciria auna estimation de costo inaceptablemente
baja.
El area total de la placa de recoleccion es:
ft2
702.87
kacfm
x50 kacfm = 35,144 ft:
3.4.5.2 Costo del PES
De la Figura 3.5, el costo basico de brida-a-brida del PES de electrode rigido es de $43 8,060
(dolares de mediados de 1987). Suponiendo que todas las opciones estandar son compradas. El
costo del PES se aumenta a $635,189 (dolares de mediados de 1987).
3.4.5.3
Costos de Auxiliares
Suponga que los siguientes costos de auxiliares han si do estimados de datos de otras partes del
Manual
Tabla 3.17: Diametro Promedio de Masa (MMD)
Seeeion
MMD(pm)
1
2
MMD1 = MMDi = 7
MMD2 = {MMD1 x SN + [ (1 - pc) x MMD + pc x MMDJ x pc}/D +
MMDrp
(7x0.1 +[(1 - 0.0495) x2 +0.0495 x 7] x 0.0495}/0.251 +
2.11 =5.34
MMD3 = (5.34x0.1+[(1-0.0495) x2 +0.0495 x5.34] xO.0495}/
0.251 +2.11 =4.67
MMD4 = (4.67x0.1+[(1-0.0495) x2 +0.0495 x4.67]x0.0495}/
0.251 +2.11 =4.39
MMD5 = (4.39x0.1+[(1-0.0495) x2 +0.0495x4.39] xO.0495}/
0.251 +2.11 =4.28
3-56
-------
3.4.5.4 Inversion de Capital Total
Los costos directos del sistema PES, basados en los factores de la Tabla 6.28, estan dados
en la Tabla 6.32. (De nuevo, suponemos que los costos de preparation del sitio y de los edificios
son despreciables). TCIes $1,840,000 (redondeado, dolares de mediados de 1987).
Tabla 3.18: Area de Coleccion Especifica
Seeeion
1
2
3
4
5
SCA1
SCA2
SCA3
SCA4
SCA5
SCA (slm)
= -(e/a0) x (1 - SN) x In (pc) / (Eavg2x MMD, x 1 Q*) = 8.86
SCA1 x MMD/MMD2 = 8.86 (7 / 5.34) = 1 1 .61
= SCA2xMMD2/MMD3=11.61 (5.34/4.67) = 13.28
= SCA3xMMD3/MMD4= 13.28(4.67/4.39) = 14.13
= SCA4xMMD4/MMD5= 14.13(4.39/4.28) = 14.49
3.4.5.5 Costos Anuales-Caida de Presion
La Tabla 3.21 proporciona los costos directos e indirectos, tal como fueron calculados de
los factores dados en la Section 3.4. La caida de presion (para los costos de la energia), pueden
tomarse de la Tabla 3.11 de la Subsection 3.2.2. Utilizando los valores mas altos de la tabla, la
caida de presion para la placa difusora de entrada, las transiciones a la entrada y a la salida,
deflectores y placa, es:
AP = 0.09 + 0.14 + 0.015 + 0.123 + 0.008 = 0.38 in. H,0
Suponga que los conductos contribuyen con 4.1 in. H2O adicionales.9 La caida total de presion
es, por lo tanto, 4.48 in. H2O. Tal como es tipico, la caida de presion de los conductos sobrepasa
a la caida de presion del PES.
3-57
-------
3.4.5.6 Costo Total Anual
El costo total anual, calculado en la Tabla 3.21, es $511,000 (redondeado). De haber si do
mayor el tamanode particula capturada, el costo del PES hubiera sido considerablemente
menos.Tambien,para una mayor rapidez de flujo de gas, el costo $/acfm tratados hubiera side
mas favorable. Revisando los componentes del TAG, la disposicion del polvo es el concepto
individual mas grande. Debe tenerse cuidado al determinar este costo y el costo de disposicion
unitario ($/ton). Encontrar un mercado para el polvo, por ejemplo como expansor de asfalto o de
recubrimiento para campos, aun a precios regalados, reduciria el TAG dramaticamente.
Table 3.19: Costos de Equipo Auxiliar
___ $16,000
Ventilador 16,000
Motor 7,500
Iniciador 4,000
Compuertas 7,200
TransportadorNeumatico 4,000
Chimenea 8,000
Total $62,700
3.5 Reconocimientos
Reconocemos agradecidamente a C. G. Noll, UnitedMcGitt Corp. (Columbus, OH), por
la extensa revision y a las siguientes companias por contribuir con datos para este capitulo:
• Research-Cottrell
• Joy Industrial Equipment Co., Western Precipitation Division (Los Angeles, CA)
• Environmental Elements Corp. (Baltimore, MD)
3-58
-------
Table 3.20: Factores de Costo de Capital para Sistemas PES
(Problema Ej emplo)
Articulo de Costo Costo, $
Costos Pi rectos
Costos de Compra de Equipo
Recipientes de Adsobedores y carbon $635,189
Equipo Auxiliar
Sum=A $635,189
Instrumentacion, 0.1 A 69,789
Impuestos de venta, 0.03 A 20,937
Transporte, 0.05 A 34,894
Costo de equipo comprado, B $823,509
Costos Directos de Instalacion
Cimientos & soportes, 0.04 B 32,940
Manejo & ereccion, 0.50 B 411,755
Electrico, 0.08 B 65,881
Plomeria, 0.01 B 8,235
Aislamientos de ductos, 0.02 B 16,470
Pintura, 0.02 B 16,470
Costos Directos de Instalacion $551,751
Preparacion de terreno
Edificios —
Total de Costos Directos, DC $1,375,260
Costos Indirectos(instalacion)
Ingenieria, 0.20 B 164,702
Gastos de Construccion y terreno, 0.20 B 164,702
Tarifas de contratista, 0.10 B 82,351
Inicio, 0.01 B 8,235
Prueba de desempeno, 0.01 B 8,235
Estudio de Modelo, 0.02 B 16,470
Contingencias, 0.03 B 24,705
Total de Costos Indirectos, 1C $469.400
Inversion Total de Capital (redondeado) $1,840,000
3-59
-------
Table 3.21: Costos Anuales para el Sistema de Adsorbedores de Carbon
(Problema Ej emplo)
Articulo de Costo
Caicuios
Costo
Costo Anual Directo, DC
Mano de obra Operativa
Operadtor
Supervisor
Coordinador
Materiales de Operacion
Mantenimiento
Mano de obra
Material
Utilidades
Electricidad-ventilador
Electricidad-operacion
Despojo de Desechos
Costos Indirectos Anuales, 1C
Operatives
Cargos administrativos
Impuesto de propiedad
Seguro
Capital de recuperacion3
3 hr/dia x 360 dias/yrx $12/hr $12,960
15%deoperador=0.15x 7,820 1,944
1/3deoperador= 1/3x12,960 4,320
$4,125 area de coleccion < 50,000 ft3 4,125
1 % del costo de compra de equipo = 0.01 x 823,509 8,235
0.000181 x 50,000 acfm x4.48 in. H2O x 8,640 hr/an 21,018
x $0.06 kWh
1.94 x 10-3 x 35,144 ft2 x 8,640 hr x $0.06/kWh 35,344
a $20/ton y a 2 millas y $0.50/ton-milla 155,676
para 100% de eficiencia de coleccion 4.29
x 10-6 x 4 gr/ft3 x 8,640 hr/yr x 50,000 acfm x
(20 + 0.50x2)$/ton
Total DC
$243,622
60% de la suma de la mano de obra operativa, mano 18,950
de obra de mantenimiento & materiales de mantenimiento :
= 0.6(12,960 + 1,944 + 4,320 + 4,125 + 8,235)
2% de la Inversion Total de Capital = 0.02($1,844,660) 36,893
1 % de la Inversion Total de Capital = 0.01 ($1,844,660) 18,447
1 % de la Inversion Total de Capital = 0.01 ($1,844,660) 18,447
0.1175 ($1,844,660) 216,748
Total 1C
$309,485
Total de Costos anuales (redondeado)
$553,000
El factor de costo de capital de recuperacion, CRF, es una funcion del material del filtro o vida del
equipo y el costo de oportunidad del capital (i.e., interest rate). Para este ejemplo, usese un
requerimiento de vida de 20 anos y un 10% de tasa de interes, CRF = 0.1175.
3-60
-------
Mefereecias
[31] White, H. 1.., Industrial Electrostatic Precipitation, Addison- Wesley, Reading, MA, 1963.
[32] Lawless, P. A., and L. E. Sparks, "A Review of Mathematical Models for ESPs and
Comparison of Their Successes," Proceedings of Second International Conference on
Electrostatic Precipitation, S. Masuda, ed., Kyoto, 1984, pp. 513-522.
[3 3 ] Bump, R. L. (Research Cottrell, Inc.), "Evolution and Design of Electrostatic Precipitator
Discharge Electrodes," paper presented at the APC A Annual Meeting, New Orleans,
LA, June 1982.
[34] Correspondence: Richard Selznick (Baron Blakeslee, Inc., Westfield, NJ) to William M.
Vatawk, April 23,1986.
[3 5] Correspondence: James Jessup (M&W Industries, Inc., Rural Hall, NC) to William M.
Vatawk, May 16,1986.
[36] Matley, Jay (ed.),Modern Cost Engineering, McGraw-Hill, New York, 1984, p. 142.
[37] Correspondence: JosephBruno(AirPol,Inc.)toSAIC, August26,1999.
3-61
-------
[38] Correspondence: Sam Dunkle (Fisher-Klosterman, Inc.) to SAIC, August 26,1999.
[39] Correspondence: James Reynolds (Croll-Reynolds Clean Air Tecnologies) to SAIC,
September 1,1999.
[40] Personal communication: Robert Shipe, Jr. (American Air Filter Co., Louisville, KY), and
S. A. Sauerland (United Air Specialists, Inc., Cincinnati, OH), to Roger Ellefson (JACA
Corp., Fort Washington, PA), June 1987.
[41] R. S. Means Company, Inc., Means Square Foot Costs 1987., Kingston, MA.
[42] Telecon: Gary Greiner (ETS, Inc., Roanoke, VA) to James H. Turner, October 1986.[43]
PEDCo Environmental, Inc., Operatingand'Maintenance Manualfor ESP's, Publication
No. EPA/625/1 -85/017, Office of Research and Development, Air and Energy Engineering
Research Lab, Research Triangle Park, NC, September 1985.
[43] PEDCo Environmental, Inc., Operating and Maintenance Manualfor ESPs, Publication
No. EPA/625/1 -85/017, Office of Research and Development, Air and Energy Engineering
Research Lab, Research Traingle Park, NC, September 1985
[44] Perry,, R. H., et al., Perry's Chemical Engineers Handbook (Sixth Edition), McGraw-
Hill, New York, 1984.
[45] Bakke, E, "Wet Electrostatic Precipitators for Control of Submicron Particles," Proceedings
of the Symposium on Electrostatic Precipitators for the Control of Fine Particles, 2-75 -
016, 1975.
[46] Beltran Associates, Inc., "Poly-Stage Precipitator for Stack and Duct Emissions,"
November 1978.
[47] Vatavuk, W.M., and R.B. Neveril, "Estimating Costs of Air-Pollution Control Systems,
Part XVII: Particle Emissions Control," Chemical Engineering (adapted), April 2,1984,
pp. 97-99.
[48] Gumerman, R.C., B.E. Burris, and S.P Hansen, Estimation of Small System Water
Treatment Costs, Publication No. EPA/600/2-84/184a,NTIS No. PB85-161644,1984.
[49] Gooch, J.P, A Manual on the Use of Flue Gas Conditioning for ESP Performance
Enhancement, Electric Power Research Institute Report No. CS-4145, 1985.
3-62
-------
A
del del y del
de en los
3-63
-------
El impacto del espesor del material y de la composition de las placas recolectoras y del
envolventedel PES, puede estimarse de las signuientes ecuaciones y del Figura 3.5:
Placas:
/ =
'W
LxFS -0.90
M + SP
SP
Envolvente:
Wt \
— xFS -0.58
10
M + SP
SP
donde
wt
FS
M
aumento por incrementos del precio de venta de brida-a-brida (S//?2)
peso del acero (Ib/ff)
precio de venta del acero formado ($//£) (normalmente suponga
aproximadamente dos veces el costo del material)
factor del costo de fabrication del proveedor (mano de obra directa,
salaries y costo del material antes de gastos generates y administrativos
3-64
-------
y utilidades), marcados al precio de venta (normalmente de 2 a 3)
SP = precio de venta de brida-a-brida de la Figura 6.17 ($//?2)
La mayoria de los proveedores pueden producir PESs con espesor de las placas recolectoras
de calibre entre 16 y 20 y espesor del material del envolvente de 1/8 hasta 1/4 de pulgada sin
afectar la relacion 2 veces elcosto del material = costo de fabrication. Entonces, el impacto
de aumentar las placas de recoleccion de calibre 18 a 16 y el envolvente de 3/16 a 1/4 de placa en
un colector de 72,000ft2, teniendo un precio de venta de $W/ft2 y suponiendo un factor de
marcado de 2, es como sigue:
Pla
I —x 0.90 1-0.90 |2 + 10
/= 10
= 1.045 = 4.5 por ciento de aumento
Envolvente:
YlO.2
,1
10
xO.76 -0.58
2 + 10
10
= 1.039 = 3.9 por ciento de aumento
Las ecuaciones 3.53 y 3.54 fueron desarrolladas utilizando las siguientes suposiciones:
Aumento del precio de venta del material + Precio de venta del PES estandar
Precio de venta del PES estandar
Debido a que la Figura 3.5 identifica el precio estandar de venta del PES//?2 de area de recoleccion,
el precio de venta del material aumenta=(Costo del material nuevo - costo del material estandar)M.
Entonces, sigue que:
Ib de acero $
Precio de venta del Material = —-; ; ; :— x costo de Fabncacionen — x M
ft area de recoleccion Ib
Las dimensiones del PES dadas en laFigura 3.7 incluye:
• Area del envolvente = 30ft 30 fix 8 = 7,200ft2 (suponga 4 paredes, 1 tapa, 2 lados de
la tolva, dos fondos triangulares de la tolva y B 8 lados equivalentes)
3-65
-------
Area de placa recolectora =
lados 30 ft 54,000 ,
30 ft x 30 ft x 2 x placas = — ft2 = 72,000 ft2 para s = 0.75 ft
placa s s
donde s = espaciamiento de las placas (ft)
Entonces, hay:
• 7.50/sft2 de area de recoleccion por I ft2 de envolvente y
• 2ft2 de area de recoleccion por I ft2 de placa recolectora
El costo del material por/P de area de recoleccion es:
Ib de acero $
PlaCaS= 2ft2 Xib"
Para los PESs estandares descritos por la Figura 6.5, se especificaron placas de recoleccion
calibre 18 y envolvente de las placas de 3/16 pulgadas. Suponiendo:
Costo de material para acero medio calibre = $OA5/Ib
Costo de material para placa de acero medio de 3/16 pulgadas = $0.38//&
Costo de material a factor de costo fabricado = 2
Estos costos producen sotos de material fabricado de:
2 Ib $0.45 $0.90
x —-— x 2 = „ , de area de recoleccion
2ft2 " Ib "" ft
Envolvente:
7.661b
„
. S
x —--— x 2 = $0.78 —7- de area de recoleccion
7.50 ' • it. ' ' ~ •••-•••- - 2
Con un espaciamiento tipico de 9 pulgadas, el costo de la envolvente seria $0.58//P de area de
3-66
-------
recoleccion.
Impacto en
el precio
de venta
( Costo del
1 material nuevo
Costo del
material viejo
M +
Precio global original
de venta
Precio global original de venta
lo cual nos da las ecuaciones 6.90 y 6.91. Note que el valor de 0.58 cambiara
significativamente si se selecciona otro espaciamiento de placa diferente a 9 in.
Entonces, por menos de un aumento de 5 por ciento en el costo brida-a-brida, todas las
secciones expuestas de la pared del precipitador pueden aumentarse en mas de 25 por ciento
para proporcionar mayor vidabajo condiciones corrosivas. Los aumentos del espesor seccion
que son mayores que aquellos apenas discutidos, serian probablemente en aumentos significativos
de costos debido tanto a los costos de materiales como a los cambios del diseno de ingenieria.
El impacto de cambiar de acero medio a acero inoxidable 304, suponiendo costos de
material de $ 1.63lib para placas recolectoras calibre 18, $ 1.3S//& para envolvente de 3/16 pulgadas
y un factor de marcado de 3 es como sigue:
Placas:
Figura 3.7: ESP Dimenciones
3-67
-------
-xl.63 1-0.9 13 + 10
10
= 21.9 por ciento de aumento
Envolvente:
7.66
10
xl.38 -0.58
3 + 10
10
= 14.3 por ciento de aumento
14.3 por ciento de aumento
3-68
-------
A estos costos de materiales debe agregarse los costos extras de mano de obra de fabrication
yde adquisicion que aumentaran el costo brida-a-brida del PES por un factor de 2 a 3. Note que
un colector totalmente de acero inoxidable seria mucho mas caro porque los electrodes de descarga,
los golpeadores, ganchos, etc., tambien serian convertidos a acero. La ecuaciones precedentes
pueden utilizarse para otros grados de acero inoxidable u otros materiales deconstruccion, insertando
los costos obtenidos de proveedores locales en base a $/lb.
3-69
-------
TECHNICAL REPORT DATA
(Please read Instructions on reverse before completing)
1. REPORT NO. 2.
452/B-02-002
4. TITLE AND SUBTITLE
Manual de Costos de Control de Contaminacion del Aire
de la EPA
7. AUTHOR(S)
Daniel Charles Mussatti
9. PERFORMING ORGANIZATION NAME AND ADDRESS
U. S. Environmental Protection Agency
Office of Air Quality Planning and Standards
Air Quality Standards and Strategies Division
Innovative Strategies and Economics Group
Research Triangle Park, NC 2771 1
12 SPONSORING AGENCY NAME AND ADDRESS
Director
Office of Air Quality Planning and Standards
Office of Air and Radiation
U. S. Environmental Protection Agency
Research Triangle Park, NC 2771 1
3. RECIPIENT'S ACCESSION NO.
5. REPORT DATE
July, 2002
6. PERFORMING ORGANIZATION CODE
8. PERFORMING ORGANIZATION REPORT NO.
10. PROGRAM ELEMENT NO.
1 1 . CONTRACT/GRANT NO.
13 . TYPE OF REPORT AND PERIOD COVERED
Final
14. SPONSORING AGENCY CODE
EPA/200/04
15. SUPPLEMENTARY NOTES
Updates and revises EPA 453/b-96-001, OAQPS Control Cost Manual, fifth edition (in English only)
16. ABSTRACT
In Spanish, this document provides a detailed methodology for the proper sizing and costing of numerous air
pollution control devices for planning and permitting purposes. Includes costing for volatile organic
compounds (VOCs); paniculate matter (PM); oxides of nitrogen (NOx); SO2, SOS, and other acid gasses;
and hazardous air pollutants (HAPs).
17. KEY WORDS AND DOCUMENT ANALYSIS
a. DESCRIPTORS
Economics
Cost
Engineering cost
Sizing
Estimation
Design
18. DISTRIBUTION STATEMENT
Release Unlimited
b. IDENTIFIERS/OPENENDED TERMS c. COSATI Field/Group
Air Pollution control
Incinerators
Absorbers
Adsorbers
Filters
Condensers
Electrostatic Precipitators
Scrubbers
19. SECURITY CLASS (Report) 21. NO. OF PAGES
Unclassified 1,400
20. SECURITY CLASS (Page) 22. PRICE
Unclassified
EPAFonn 2220-1 (Ren 4-77)
PREVIOUS EDITION IS OBSOLETE
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