Integración óptima de ciclos rankie organicos con procesos industriales

1o2.6

M E X 1 O O

INTEGRACIÓN ÓPTIMA DE CICLOS RANKINE ORGANICOS CON PROCESOS

INDUSTRIALES

ESPECIALIDAD: Ingeniería Química

Medardo Serna González Doctor en Ciencias en Ingeniería Química

26 de Septiembre de 2013 Guadalajara, Jalisco

INTEGRACIÓN ÓPTIMA DE CICLOS RANKINE ORGÁNICOS CON PROCESOS INDUSTRIALES

CONTENIDO

Pág ¡ n a Resumen ejecutivo 2 Palabras claves 2 Introducción 3 Desarrollo del tema 7

Formulación del Modelo Matemático 9 Resultados 17

Conclusiones 30 Referencias 31 Agradecimientos 38 Nomenclatura 39 Curriculum Vitae 45

ESPECIALIDAD: Ingeniería Química 1


RESUMEN EJECUTIVO

En este trabajo se presenta un procedimiento de optimización basado en programación matemática para resolver el problema de integración de Ciclos Rankine Orgánicos (CROs) con procesos industriales. Los CROs permiten utilizar una fracción importante del calor en exceso a baja temperatura de procesos, que es también conocido como calor de desecho de procesos industriales, para generar energía eléctrica. Para resolver este problema se propone una superestructura con múltiples etapas de intercambio de calor, que contempla las interacciones entre las redes de intercambio de calor (RICs) y los CROs. La superestructura es representada por un modelo mixto entero no lineal que toma en consideración simultáneamente los costos de capital y operación del sistema integrado, incluyendo los ingresos obtenidos por la venta de la energía eléctrica producida. La aplicación del procedimiento propuesto se ilustra con tres ejemplos, encontrándose que genera resultados significativamente mejores que un método secuencial previamente reportado en la literatura para diseñar este tipo de sistemas integrados.

PALABRAS CLAVES: Integración térmica; Recuperación de calor de desecho de procesos; Ciclo Rankíne orgánico; Generación de electricidad; Redes de intercambio de calor; Optimización.



1. INTRODUCCION El ahorro de energía y la minimización del impacto ambiental son

dos de los aspectos que más interés revisten actualmente en la industria de proceso. Una de las más importantes estrategias que se han desarrollado para atender estos dos aspectos son las redes de intercambio de calor, debido a que maximizan la recuperación energética entre las corrientes de proceso y, por consiguiente, minimizan el consumo de servicios externos de enfriamiento y calentamiento así como las emisiones contaminantes derivadas de la quema de combustibles fósiles. En las tres décadas pasadas se han publicado una cantidad considerable de métodos para la síntesis óptima de RICs [1-4], los cuales se pueden clasificar básicamente en dos grandes categorías: aproximación secuencial y aproximación simultánea. El Análisis de Pliegue [5-7] es una de las estrategias secuenciales más exitosa, mientras que las técnicas de programación matemática son el sustento de los trabajos basados en la aproximación simultánea para la síntesis de RIC5.

Una de la característica más importante de los métodos basados en el Análisis de Pliegue es que estiman, antes de la etapa de síntesis, los objetivos de diseño por la RICs tales como el consumo mínimo de servicios externos de calentamiento y enfriamiento, el número mínimo de intercambiadores de calor y el área mínima total de transferencia de calor, con el propósito de generar el balance económico correcto entre los costos de capital y operación para determinar el valor óptimo de la diferencia mínima de temperatura. Los objetivos energéticos se pueden obtener usando diversos métodos gráficos y numéricos tales como las curvas compuestas [15], el algoritmo de la tabla-problema [16] y técnicas geométricas [17]. Algunos de los métodos desarrollados para calcular los objetivos energéticos consideran temperaturas constantes [11], otros temperaturas variables [18] y pueden tomar en cuenta restricciones de diseño tales como los encuentros prohibidos entre corrientes [19]. Papoulias y Grossmann [11] formularon un modelo de transporte, mientras que Viswanathan y Evans [18] propusieron un método basado en el algoritmo out-of-kilter para calcular el costo mínimo de servicios para el caso de múltiples servicios de calentamiento y enfriamiento. Recientemente, Serna-González y col. [19] propusieron un algoritmo para calcular el área mínima de redes con diferentes coeficientes de transferencia de calor de las corrientes y especificaciones no uniformes de intercambiadores de calor. Serna-González y Ponce-Ortega [20] desarrollaron un nuevo método para la predicción simultánea de objetivos de área y bombeo de RICs. Castier [21] presentó un procedimiento secuencial para el cálculo riguroso de objetivos energéticos para sistemas con múltiples servicios. Para el caso


Corrientes

calientes

Servicios di

calentamien

Servicios de enfriamiento

t

Corrientes frias


de reajustes de RICs, varios procedimientos basados en el Análisis de Pliegue han sido reportados en la literatura [22-24].

Corrientes calientes

0 Servicios d

calentamien

Servicios de Corrientes

enfriamiento calientes

o . orrientes Servicios d

frías calentamieii

Servicios de mfriamiento

Drrientes frías

Figura la. Representación básica de la superestnlctura Figura lb. Representación básica de la superestnictura

propuesta por Yee y col. [13]

propuesta por Ponce-Ortega y col. [3 4 1

Figura le. Representación básica de la superestructura propuesta en este trabajo

Figura 1. Representación básica de las superestructuras propuestas para la síntesis de RIC5

Por otro lado, el trabajo del Yee y Grossmann [13] es una de las más importantes aportaciones basadas en la aproximación simultánea para la síntesis óptima de RICs. Estos autores desarrollaron un modelo mixto entero no lineal que representa una superestructura con múltiples etapas; en cada etapa se propone el intercambio de calor entre corrientes de proceso calientes y frías como se observa en la Figura la. Los servicios externos de calentamiento y enfriamiento solamente se permiten en los extremos de la superestructura. La función objetivo del problema de optimización consiste en la minimización del costo total anual de la red, que es la suma del costo de capital y el costo de operación. Las redes obtenidas pueden incluir arreglos de intercambiadores de calor en paralelo, serie o serie-paralelo. La superestructura propuesta por Yee y Grossmann [13] ha sido utilizada y extendida por varios autores para resolver diversos problemas. Por ejemplo, Verheyen y Zhang [25], Chen y Hung [26] y Konukman y col.



[27] la utilizaron para estudiar la flexibilidad de RICs, mientras que otros autores la aplicaron para incluir el diseño detallado de intercambiadores de calor en la síntesis de RIC5 [28-3 1]. Para redes de intercambiadores de calor multipasos, Ponce-Ortega y col. [32] desarrollaron un método de síntesis usando dicha superestructura en conjunción con algoritmos genéticos. Otros investigadores han mostrado cómo el problema de reajuste de RICs se puede formular y resolver usando esta superestructura [33-34]. Aplicaciones de esta representación que incluyen el adecuado modelado de corrientes de proceso isotérmicas también han sido reportadas [35-37]. Recientemente, Ponce-Ortega y col. [38] propusieron una extensión de la superestructura de Yee y Grossmann [13] para abordar el problema de la localización óptima de múltiples servicios externos (ver Figura ib); luego, con base en esta contribución, López-Maldonado y col. [39] incorporaron la evaluación del impacto ambiental en la síntesis de RIC5. Trabajos adicionales relacionados a la integración térmica de sistemas que usan superestructuras similares a la propuesta por Yee y Grossmann [13] se han desarrollado para la síntesis de sistemas de enfriamiento con agua [40-44] y sistemas integrados de refrigeración por absorción [45-47].

En las RICs, la recuperación del calor de proceso se lleva a cabo mediante su transferencia desde corrientes de proceso calientes que tienen que ser enfriadas a corrientes de proceso frías que tienen que ser calentadas. Debido a que el calor disponible en las corrientes calientes de un proceso usualmente no es igual al calor requerido por las frías, así como a la restricción impuesta por la Segunda Ley de la Termodinámica para que existan diferencias de temperatura positivas entre las corrientes calientes y frías que intercambian calor, usualmente se requieren servicios externos de enfriamiento y calentamiento para que las corrientes calientes y frías alcancen sus temperaturas finales después de que se ha realizado la recuperación de calor entre ellas. Para satisfacer los requerimientos de enfriamiento de procesos, las RICs usan comúnmente agua de enfriamiento, aire y refrigeración a diferentes niveles de temperatura por debajo de la temperatura ambiental como servicios externos de enfriamiento. Sin embargo, los métodos propuestos para diseñar RICs no consideran que una fracción importante del calor en exceso en los procesos es rechazada a servicios externos de enfriamiento a un nivel de temperatura que permitiría su recuperación en la forma de energía eléctrica usando un ciclo Rankine orgánico. Esta aplicación implica que una cantidad del calor de desecho de un proceso podría ser reutilizado como fuente de energía de un CRO, donde sería transformado a electricidad. El CRO es similar al ciclo Rankine simple de vapor, pero el primero utiliza un fluido orgánico en vez de agua como



fluido de trabajo para la generación de potencia [48-58]. Los fluidos orgánicos son deseables como fluidos de trabajo en aplicaciones a bajas temperaturas debido a su baja temperatura de ebullición, presión de vapor media a temperaturas moderadas, volumen específico pequeño y cambio isoentrópico de entalpía bajo en la turbina. Varios autores han propuesto diversos métodos para la selección de los fluidos orgánicos [59-66]. En general, los fluidos de trabajo orgánicos secos e isoentrópicos con grandes pendientes (dT/dS) positivas y casi infinitas, respectivamente, son los que proporcionan el mejor funcionamiento de CROs para la recuperación de calor a baja temperatura [50, 59-61]. Para mejorar la eficiencia térmica de los CROs, en trabajos recientes se ha incluido la regeneración usando un economizador en la estructura de este tipo de ciclos de potencia [61-62].

Recientemente, Desai y Bandyopadhyay [61] propusieron un método secuencial basado en el Análisis de Pliegue para integrar CROs con procesos a fin de generar electricidad y, al tiempo, reducir el requerimiento global de servicio externo de enfriamiento. El procedimiento de solución consiste de tres etapas para un proceso especificado. Primeramente, para un valor dado de la diferencia mínima de temperatura (LlTmin ), el consumo mínimo de servicios de calentamiento y enfriamiento se calculan usando el algoritmo de la tabla-problema. Luego, en la segunda etapa, se usa la gran curva compuesta del proceso para obtener perfiles de absorción de calor (esto es, temperaturas y cargas disponibles para la evaporación del fluido de trabajo seleccionado) para un CRO localizado completamente debajo del punto de pliegue. Es por ello que el CRO también se conoce como ciclo inferior en el sistema integrado bajo estudio. Después de identificar el perfil óptimo de absorción de calor, en la tercera etapa se desarrolla una configuración factible de la RIC integrada con el CRO. Es importante notar que el consumo mínimo de servicios externos y la máxima producción de potencia son los objetivos de este método secuencial. Por lo tanto, genera plantas de cogeneración que son eficientes desde un punto de vista energético; sin embargo, otro objetivo importante es minimizar el costo total anual de este tipo de sistemas integrados, que incluya el balance apropiado entre costos de capital del equipo requerido (intercambiadores de calor, turbina y bomba) y el costo de servicios externos de calentamiento y enfriamiento.

En este trabajo se aborda el problema de síntesis de RICs integradas con CROs usando una aproximación de optimización estructural y paramétrica simultánea en vez de secuencial. Se propone un modelo mixto entero no lineal, que se basa en la superestructura con múltiples etapas mostrada en la Figura lc, con el propósito de tomar en consideración todas las alternativas de integración térmica entre los



componentes del sistema bajo estudio. La solución de este problema proporciona la configuración, los parámetros de diseño y las variables de operación de sistemas integrados que minimizan el costo total anual. La ventaja más importante del método propuesto es que explícitamente toma en cuenta, en forma simultánea, los compromisos económicos y las interacciones existentes entre las RICs y los CROs.

2. DESARROLLO DEL TEMA El problema estudiado en este trabajo se puede enunciar de la

siguiente manera: Dados un conjunto de corrientes de proceso calientes a ser enfriadas y un conjunto de corrientes de proceso frías a ser calentadas, con temperaturas terminales y capacidades caloríficas horarias conocidas. Dados también los datos de los servicios externos de calentamiento y enfriamiento (temperaturas de entrada y salida y costos unitarios). Adicionalmente se conocen las correlaciones de costos de capital para los equipos de la RIC y el CRO (unidades de transferencia de calor, turbina y bomba), y el precio unitario de la energía eléctrica producida por el CRO. Finalmente, se especifican las restricciones técnicas asociadas al funcionamiento del CRO.

El problema de síntesis consiste en determinar la configuración, los parámetros de diseño y las variables de operación del sistema integrado RIC-CRO que minimicen su costo total anual tomando en consideración simultáneamente los costos de operación y capital así como el ingreso por la venta de la electricidad producida por el CRO.

Para resolver este problema se propone una superestructura integrada, como la mostrada en la Figura 2 para dos corrientes de proceso calientes y dos corrientes de proceso frías. En esta representación, la superestructura multi-etapas desarrollada por Yee y Grossmann [13] es extendida para incluir un CRO con calentamiento regenerativo del fluido de trabajo, a fin de recuperar calor de desecho de proceso para generar potencia. El CRO usa un fluido de trabajo orgánico seco (que tiene una pendiente positiva dS/dT para la línea de vapor saturado) y consiste de intercambiadores de calor (evaporador, condensador y regenerador del ciclo), la turbina y la bomba del fluido de trabajo.

La superestructura tiene dos zonas principales: una zona de alta temperatura en la que existe intercambio de calor entre las corrientes de proceso (zona de intercambio de calor proceso-proceso) y una zona de baja temperatura, que considera la integración del CRO con el proceso para generar potencia. Además de estas dos zonas, en los extremos frío y caliente de la superestructura se usan servicios externos de enfriamiento y calentamiento, respectivamente, para terminar de procesar térmicamente a las corrientes de proceso. La zona de



intercambio de calor proceso-proceso es representada por el modelo propuesto por Yee y Grossmann [13]. En la zona integrada, el calor de desecho de las corrientes de proceso calientes es utilizado para evaporar al fluido orgánico en los evaporadores del ciclo, donde no existe contacto directo entre las corrientes y el fluido porque circulan por lados diferentes. El vapor saturado generado se alimenta a la turbina, donde se expande para producir trabajo de eje. Después de salir de la turbina como vapor sobrecalentado, el fluido de trabajo transfiere calor al líquido que entra al evaporador para elevar su temperatura. Luego entra a los condensadores del ciclo, donde rechaza su calor latente para pasar a la fase líquida. Como se observa en la Figura 2, el calor disponible en los condensadores del CRO puede ser usado para calentar corrientes de proceso frías a muy baja temperatura o se puede rechazar a agua de enfriamiento. Finalmente, el fluido de trabajo condensado es bombeado a los evaporadores para completar el ciclo.

Reducción de temperatura

RIC Incremento de temperatura CRO 1 Calentadores Etapa E

Etapa 2 Interrambiadores Enfriadores

para CRO

cPs1 e

L.orall,aeión de L.raliaaelón de Laaallaadóu de temperatura k1 temperatura lc2 temperatura k3

Figura 2. Superestructura del sistema integrado RIC-CRO



La superestructura propuesta se puede generalizar fácilmente a cualquier número de corrientes de proceso. Es importante mencionar que las temperaturas de las etapas de la superestructura son variables de optimización en vez de datos especificados. Esta característica facilita la consideración simultánea de las interacciones entre la RIC y el CRO, a fin de encontrar mejores soluciones.

En la siguiente sección se presenta la formulación del modelo de programación matemática que representa la superestructura propuesta para cualquier número de corrientes de proceso.

2.1 Formulación del Modelo Matemático Para derivar el modelo matemático se definen, en primer lugar, los

subíndices y superíndices usados para representar a la superestructura:

¡ y j denotan cualquier corriente de proceso caliente y fría, respectivamente, y k representa cualquier etapa de la superestructura. Los superíndices evap, cond y econ representan las unidades de evaporación, condensación y regeneración, respectivamente, mientras que turb representa la turbina. Finalmente, los superíndices cu y hu denotan los servicios externos de enfriamiento y calentamiento, respectivamente. HPS indica el conjunto de corrientes de proceso calientes y CPS el de corrientes de proceso frías, mientras que ST representa el conjunto de etapas de la superestructura.

El modelo propuesto se presenta en las siguientes secciones e incluye balances globales de energía para cada corriente, balances de energía para cada etapa de la superestructura, balances de energía para los servicios externos de calentamiento y enfriamiento, balances de energía para los evaporadores y condensadores del CRO, restricciones de factibilidad para las temperaturas, relaciones lógicas para determinar la existencia de los equipos, diferencias de temperatura para las unidades de transferencia de calor, balances de energía del CRO y la función objetivo.

2.1.1 Balances globales de energía de las corrientes de proceso El balance global de energía para cada corriente de proceso

caliente ¡ es igual a la suma de la energía térmica que intercambia con cualquier corriente de proceso fría j en cualquier etapa k de la superestructura ( 11 q, 1 ) más el calor que intercambia en el

kEST /ECPS

evaporador ¡ del CRO (qeVaP) y con el servicio externo de enfriamiento ¡ ( q CU) .

(TIN, - TOU7) FCp 1 = q,, + qevaP + q, i e HPS (1)

keST IECPS

ESPECIALIDAD: Ingeniería Quím ¡ca 9


El balance global de energía para cada corriente de proceso fría j es igual a la suma del calor que intercambia con cualquier corriente de proceso caliente ¡ en cualquier etapa k de la superestructura ( Z Z q 1 )

ÁESF ICHps

más el calor que intercambia en el condensador j del CRO (q ° ) y el

calor que absorbe del servicio externo de calentamiento 1 (q').

(Tour, _TIN,)FCp, = q,,1 q cond qhU /ECPS (2)

kEST ¡EIIPS

En las ecuaciones anteriores, TIN es la temperatura de entrada, TOUTes la temperatura de salida y FCp es la capacidad calorífica horaria de las corrientes de proceso.

2.1.2 Balances de energía para los intercambiadores de calor en cada etapa de la superestructura

Para determinar las temperaturas de las corrientes de proceso en las diferentes etapas de la superestructura (tk, t,k), los siguientes

balances de energía para cada encuentro térmico entre corrientes calientes y frías son usados:

(t,k — t,k +l)FCp, = q,,, kST, 1cHPS (3) jeCPS

(',.k — t,.k +l)FCP, = kEST, jeCPS (4) ¡EH PS

2.1.3 Balances de energía para servicios externos de calentamiento y enfriamiento

Los requerimientos de servicios externos de calentamiento y enfriamiento (q', qcu) son calculados como sigue:

(TOUJ,_t,1)FCP, =qhU jECPS (5)

(toRc _TOUJ)FCp, = q, i HPS (6)

donde t, es la temperatura de la corriente de proceso fría j en la etapa

1 y es la temperatura de salida de corriente de proceso caliente ¡ del

intercambiador del CRO. Note que ,,°' es menor que o igual a la

temperatura de la corriente caliente ¡ en la última etapa de la superestructura (t). Por lo tanto, el servicio externo de enfriamiento

puede ser reducido al utilizar el calor de desecho a baja temperatura de las corrientes de proceso calientes en el CRO, reduciendo simultáneamente el costo de servicios de enfriamiento y obteniendo ingresos económicos por la venta de la energía eléctrica producida.



2.1.4 Balances de energía para evaporadores y condensadores del CRO

Las cargas térmicas de los evaporadores y condensadores del CRO se calculan usando la temperatura de las corrientes calientes y frías de proceso, respectivamente, en la zona integrada de la superestructura (

t,\)KII tl, NOK+]de modo tal que:

(t,VQK+I _tc)FCp1 = qevaP ¡ E HPS (7)

(t/)K+I - TIN, )

FCp, = qcolld j E CPS (8)

donde 11W0Kt

es la temperatura de la corriente de proceso fría j en el

nivel de temperatura NOK+1, que es más grande que o igual a la temperatura de entrada TIN,.

2.1.5 Restricciones de factibilidad para las temperaturas Para asegurar una disminución monotónica de temperatura en

cada etapa sucesiva de izquierda a derecha de la superestructura, las siguientes restricciones son requeridas:

t i H ~ TIN,, /ECPS (9)

tjft ~t,k ± l, kEST, ieHPS (10)

t / k ~ t/k+l, keST, 1ECPS (11) j ORC

¡EHPS (12)

TOUT', ~ t, 1 , jECPS (13)

Además, la temperatura de cada corriente de proceso caliente ¡ en la primera etapa (i,) de la superestructura es igual a su temperatura de

entrada: i=TJ7'/,, /EHPS (14)

2.1.6 Relaciones lógicas para determinar la existencia de unidades de transferencia de calor

Las unidades de transferencia de calor son modeladas usando la formulación Big-M [67-70] como sigue:

q,,/.k _QflXZ ~ O, ¡ E HPS, j E CPS, k E ST (15)

qCU

- Q, Z :i~ O, i E HPS (16) qhU _Omaxhu <-O, JECPS (17)

qevaP _QrnaxzevaP <o ¡ E 1-ips (18) qcøfld - Qrnax z ° <- 0, j E CPS (19)

Qacu - Qrnax..acu ~ o (20)

iHPS



En las relaciones anteriores, Qm es un límite superior para la

carga térmica de los intercambiadores de calor, enfriadores, calentadores, evaporadores y condensadores. z es una variable binaria usada para seleccionar las unidades de transferencia de calor, que toma un valor de 1 si la unidad es seleccionada o, en caso contrario, es igual a 0.

2.1.7 Restricciones para las diferencias de temperatura en las unidades de transferencia de calor

Cuando una unidad de transferencia de calor existe en cualquier etapa de la superestructura, las correspondientes diferencias de temperatura se deben calcular apropiadamente para asegurar que sean mayores a la diferencia mínima de temperatura especificada. Para tal propósito, se establecen las siguientes relaciones lógicas. Para intercambiadores de calor (intercambio de calor proceso-proceso):

dt t k t,, +A1' (1_z, /fr ), ¡ E HPS, fE CPS, k e ST (21)

di' < _,, k+l +A777ax (1_ZI , k ), ¡EHPS, jeCPS, keST - i,k+1

Para enfriadores: dt101 <1ORC - TOU7CU + ATCuax (i

-

¡ E HPS

dtc0d < TOU7 —TJN, ¡ e HPS

Para calentadores:

< T17\ —TOUT1 + AThuax (i - 1iu ) , j E CPS

/

dt'°'' <TQ(Jf h U + AT' (i - ), j e CPS 1 .1

Para evaporadores en el CRO:

'° < t - TOLJT' + nax (1 - , dt',evap\ iEHPS

¡ - /.NQk+l

di°' <1OR(' _ TI Nevap +AT1 1'

1—zeva, 1)), ¡ E HPS

Para condensadores en el CRO: dí01hb0l < TiNcond

- tINOK + l + AT°' max

( -

z01), j E CPS

< TO(ITc0 - T17'/, + ATC0 max (i

-

zofld), j E CPS

Para enfriadores en el CRO:

d,t 0t < TIN 0 - TOUTCU +AT a cu- max (i - ,,,acu

)

(3 1)

di acu-coid < TOLJTC0 - TIIV + ATU max (1 - acu) (3 2)

Para el regenerador en el CRO: dtd1dl ~

turb _TJNe\ap

di econ-coid TINC 0I1(I - TOLITc 0



En las relaciones previas se usa la variable binaria z para activar las restricciones. Por lo tanto, cuando las unidades de transferencia de calor existen, el límite superior (AT 1 ) no es considerado; por otro lado, cuando no existen las unidades de transferencia de calor, el límite superior (ATuhla') relaja las relaciones.

Finalmente, para obtener fuerzas conductoras positivas para la transferencia de calor, las siguientes restricciones deben ser incluidas:

AT' 11 < dt, / E HPS, j c CPS, k E ST (35)

AT' 111 <dt, 1 /EHPS, jECPS, kEST (36)

Z\T" 1 —< dtb0t, ¡ c= i-ips (37) AT min < dt0, ¡ E i-ips

~ dt', j E CPS

\T'11 ' < dt c0kI j E CPS

AT!II < dt aPhot ¡ E FiP

AT'111 < draPo, ¡ E 1-ips

AT'" ~ dt010t, / E CPS

i\T'111 :5 dt0h10(, j E CPS

AT' 1 '1 < dtabot

< dtd

AT 11111 < d/0nhb0t

AT 111 < dt00k

En estas restricciones, AThlax y AT'' 1 son los límites superior e inferior de las diferencias de temperatura en ambos extremos (caliente y frío) de las unidades de transferencia de calor.

2.1.8 Restricciones para el funcionamiento del CRO regenerativo El funcionamiento del CRO es evaluado en términos de la eficiencia

del ciclo, que es definida como la relación del trabajo de eje neto obtenido (es decir, la electricidad producida) y el calor suministrado. Por lo tanto, el trabajo de eje neto producido es dado por:

EORC = 17ORC y q evap (49)

!EHPS

donde i ° es la eficiencia del CRO, que depende no sólo de las

propiedades termodinámicas y físicas del fluido de trabajo seleccionado, sino también de la configuración y las condiciones de operación del ciclo.

Es de hacer notar que la temperatura de saturación del fluido de trabajo en el evaporador (temperatura máxima) del CRO regenerativo



es determinada por la temperatura del calor de desecho disponible en la RIC, mientras que la temperatura de saturación en el condensador (temperatura mínima) es fijada por la temperatura del servicio externo de enfriamiento disponible. Desai y Bandyopadhyay [61] mostraron que, para un valor dado de la LTm jn , la Gran Curva Compuesta (GCC) del proceso se puede usar para seleccionar aproximadamente la temperatura de operación del evaporador. Por otro lado, la temperatura del condensador es obtenida al adicionar el valor de la /iTmjn a la temperatura del servicio de enfriamiento disponible, que se especifica como uno de los datos de entrada de un problema dado. Para procesos industriales que operan a temperaturas superiores a la del ambiente, el agua de enfriamiento es ampliamente usada como servicio de enfriamiento para remover el calor de desecho; en este caso, la temperatura del condensador del CRO regenerativo es usualmente 40°C, que es ligeramente mayor a la temperatura del agua del enfriamiento. Por lo tanto, si se dispone de datos termodinámicos detallados para el fluido de trabajo seleccionado, la eficiencia del CRO se puede calcular antes de iniciar el proceso de optimización para cada conjunto de datos especificados para las temperaturas del evaporador y condensador.

Al realizar cálculos para conocer el funcionamiento de diversos CROs regenerativos con temperaturas dadas del evaporador y condensador, se ha encontrado que la potencia requerida por la bomba del fluido de trabajo y la carga térmica del regenerador se relacionan linealmente con el trabajo neto producido por el ciclo a través de un parámetro de eficiencia. Tanto el trabajo de la bomba como la carga térmica del regenerador se incrementan al aumentar el trabajo neto producido. Por lo tanto, si las temperaturas de operación del ciclo permanecen constantes, el consumo de potencia de la bomba (E) y la carga térmica del regenerador (Q 0' 1 ) pueden ser representadas por las

siguientes ecuaciones para diferentes flujos del fluido de trabajo:

EPUTI1P = qP1PEO (50)

QCC0I1 ,7econ EORC (5 1)

donde econ son los parámetros de eficiencia asociados con la bomba del fluido de trabajo y el regenerador del ciclo, respectivamente. Es importante mencionar que estos parámetros se pueden calcular antes de la integración del CRO. usualmente toma valores menores que

0.025 y ¡0h1 menores que 0.015 [48].



La carga térmica total (Qtota) de los condensadores puede ahora

ser determinada al realizar un balance de energía global para el CRO regenerativo representado por la siguiente ecuación:

Qtotal - qVP + EPUI P - EORC (52)

IEIIPS

En adición, el calor total disponible a baja temperatura en los condensadores del CRO puede ser utilizado para calentar corrientes de proceso frías j a muy baja temperatura ( Z q0h1d) y/o puede ser

/ECPS

rechazado al servicio de enfriamiento (Qacu), dando lugar a la siguiente

ecuación: QtotaI - qCOfld

+Q 1 (53) IECPS

2.1.9 Función objetivo

La función objetivo consiste en minimizar el costo total anual (TAC), que es la suma del costo de operación (Cop) y el costo de capital anualizado (Cap) menos el ingreso por la venta de la electricidad generada por el CRO (Sprc).

mm n TA C = Cop + Cap —Sprc (54)

El costo de operación incluye los costos de los servicios externos de enfriamiento y calentamiento y de la electricidad necesaria para operar la bomba del fluido de trabajo,

Coj = H ) C' qcU + H 1 C' qhu ± H, c' Qacu + H) EPUhlP (55) IEIIPS /ECPS

donde H. es el tiempo de operación anual, c' es el costo unitario del

servicio de enfriamiento requerido por las corrientes de proceso calientes 1, Cu es el costo unitario del servicio de calentamiento

requerido por las corrientes de proceso frías j, C' es el costo unitario

del servicio de enfriamiento requerido por el CRO, C es el costo unitario de la potencia suministrada a la bomba del ciclo y E es el consumo de potencia de dicha bomba.

Los costos totales de capital anualizado de las unidades de transferencia de calor (incluyendo los intercambiadores de calor entre las corrientes de proceso, enfriadores, calentadores, evaporadores y condensadores) así como de la bomba, la turbina y el regenerador instalados en el CRO son representados por funciones no lineales que incluyen costos fijos (Capf) y costos variables (Capv),

Cap = Capf + Capv (56)



Los costos fijos (Capf) son independientes del tamaño de los

equipos y se expresan como sigue:

Capf K 1, CFZJ1 +K 1. CF'z,'' +K 1 , CF'z' +K1, CFC\PZP

IEHPS 1cCPS kcST IeHPS 1ECPS ,eIIPS

(57)

CF condz °' + K 1, CF'z' +K 1 . CF 0 +K 1. CF' +K 1 ,. CF"

JE(PS

Los costos variables (Capv) sí dependen del tamaño de los equipos

de acuerdo a la siguiente ecuación:

1 J3h

Capv = K, CV q, J.k (1/h,+1/h/ ) J

cold \ teHPS [(di t k )(dtJ , k , )(di t k + dt, )/2 + 11/3

j

1 qCU (1/Ii +1/hC1)

+K1. CV 1[(di FIPS /3

-h )

(di cold)

(di °' + di -cold ) /2+8] j

,3U

q hu (1/hhu +1/h)

+K 1 ,. CVhUT 1/3

[[(di-° )(dt 001d )(di10t + di0d )/2 + 81 J

+K1

qeaP(1/h +1/h)

1/3 p-hot )(di p-cold )(d,e\aP.hol + di O0ld )/2 + 8]

, CV°'

flC=J

qcond(1/hcond +1/h,) 1 jS

{ ) )(di =°' + dt0 cold )/2 + 8]

j

• K1, CVCOc

• K /. Qacu(1/hcond + 1/hu) 1

/3 1 [(tacu

) (i°' )

+ dia cold ) 2 + 8] J - /=0

• K1 CV0t J Qecon (i / hC tFhOt + 1 / hold)

[(di econ-hot ) (di on-cold ) (di econ-hot + dt00Id ) /2 + 8] f (58)

• K,, CV'° {EORC }

+ K1 CVPUIOP {EP''°P }fl

donde K 1. es un factor usado para anualizar la inversión tomando en

cuenta la tasa de interés y el valor del dinero en el tiempo, fi es un

parámetro usado para considerar las economías de escala que toma valores entre 0.6 y 0.8, CF y CV son los parámetros de los costos fijos



y variable para las unidades de proceso consideradas, respectivamente, es la carga térmica del regenerador del CRO, y s es una constante

pequeñísima (1x10 6) usada para evitar la división por cero en la función objetivo. Para calcular los costos variables de capital de las unidades de transferencia de calor, se toman en cuentan como variables de diseño las áreas de transferencia de calor que son calculadas usando la aproximación de Chen [71] para determinar las diferencias de temperatura medias logarítmicas.

Finalmente, el ingreso por la venta de la electricidad generada por el CRO es calculado como sigue:

Sprc = Hy c°" EORC (59)

donde CPOWOr es el precio de venta unitario de la electricidad y EOR(' es la potencia generada por el CRO.

El modelo propuesto fue codificado en la plataforma GAMS [72] y los resolvedores CPLEX, CONOPT y DICOPT fueron usados para resolver los correspondientes problemas lineal, no lineal y mixto entero no lineal.

2.2 Resultados Para mostrar la aplicación del modelo propuesto se resuelve tres

ejemplos. Los datos de los ejemplos se presentan en la Tabla 1 e incluyen los datos para las corrientes de proceso y de servicios, así como las temperaturas de operación de los principales componentes del CRO (condensador, evaporador, turbina y regenerador). Adicionalmente, los valores de los parámetros K j; , H, ATm, fi, C, COP,CF y CVse

presentan en la Tabla 2. R245fa, n-pentano y n-hexano (fluidos secos) son usados como fluidos de trabajo en los Ejemplos 1, 2 y 3, respectivamente, debido a que proporciona buenas eficiencias para los CROs [59-61]. Para mostrar las ventajas de la aplicación del sistema integrado RIC-CRO, estos ejemplos se resolvieron con y sin integración del CRO. Es importante mencionar que los Ejemplos 2 y 3 fueron originalmente propuestos por Desai y Bandyopadhyay [61] usando un método secuencial, por lo que las soluciones obtenidas por estos autores serán comparadas con las soluciones obtenidas en este trabajo para mostrar las ventajas del método simultáneo propuesto.

Ejemplo 1. Este ejemplo, tomado de Ahmad y col. [7], consiste de dos corrientes de proceso calientes y dos frías, un servicio externo de calentamiento y uno de enfriamiento. Las temperaturas de operación y los parámetros de eficiencia del CRO, que opera entre límites máximo y mínimo de temperatura de 100°C y 30°C, respectivamente, fueron tomados de Saleh y col. [62].



Tabla 1. Datos de las corrientes y unidades de los ejemplos

Ejemplo 1

CORRIENTE/UNIDAD (°C)

TOUT (°C) FCP (kW/°C) (kW/rn20C)

HPS1 300 80 30 1 HPS2 200 40 45 1

CU 10 40 1 CPS1 40 180 40 1 CPS2 140 280 60 1

HU 350 220 1 Evaporador 40 100 1

Condensador 40 30 1 CU-CRO 10 20 1

EConomizador 0.5 Turbina 50.7

Ejemplo 2

CORRIENTE/UNIDAD (°C)

TOUT (°C) FCP (kW/°C) (kW/rn2°C)

HPS1 187 77 300 1 HPS2 127 27 500 1

CU 15 30 1 CPS1 147 217 600 1 CPS2 47 117 200 1

HU 300 250 1 Evaporador 40.2 87.5 1

Condensador 60.1 40 1 CU-CRO 15 30 1

EConomizador 0.5 Turbina 70

Ejemplo 3

CORRIENTE/UNIDAD TOUT (°C) FCP (kW/°C) (kW/rn2°C)

HPS1 353 313 9.802 1 HPS2 347 246 2.931 1 HPS3 255 80 6.161 1

CU 15 30 1 CPS1 224 340 7.179 1 CPS2 116 303 0.641 1 CPS3 53 113 7.627 1 CPS4 40 293 1.690 1

HU 460 370 1 Evaporador 81 186.5 1

Condensador 135.9 80 1 CU-CRO 15 30 1

EConomizador 0.5 Turbina 161

ESPECIALIDAD Ingeniería Química 18


Tabla 2. Parámetros económicos para los ejemplos

Ejemplo 1 2 3

K 1. (año') 0.23 0.23 0.23

H (h/año) 8 1 000 8,000 8 1 000 ATI1i1 (°C) 20 10 20

¡3 (adimensional) 0.65 0.65 0.65

C° (US$/kW - año) 192.096 192.096 192.096

c° (US$/kW -año) 10.1952 10.1952 10.1952

c (US$/kWh) 0.07 0.07 0.07 c'°°" (US$/kWh) 0.07 0.07 0.07

copORC 0.144 0.139 0.144 COPPUlnp 0.0204 0.0204 0.0204 copecoll 0.0124 0.0124 0.0124

CF O O O CV 1650 1650 1650

3600kw 3000kW

HP51 300'C 30OC1 150C -o---Ø-

°c

59.43 rn 2

2400kW 3200kW 1600kW

HPS2 200°C 2OOC 0 I466C

97.86 m

180C 40°C CPS1

180C 121YC 1 4OC

207.14 m° 207.14 m2

4800kW

280C áá 140°C CPS2 2OOC 14OC

241.27 m2 110.06 m2

Figura 3. Red óptima individual del Ejemplo 1 (Escenario A)

El problema de síntesis fue resuelto primero sin considerar la integración térmica del CRO con las corrientes de proceso (este caso es identificado como Escenario A). La configuración óptima resultante es mostrada en la Figura 3. La RIC requiere tres unidades de transferencia de calor entre las corrientes de proceso, un enfriador para la corriente



de proceso caliente HPS1 y uno para la corriente HPS2, y un calentador para la corriente de proceso fría CPS2. Como se puede ver en la Tabla 3, el área total de la red es 923 m 2 , con un costo total de capital de US$45,818/año y un costo total anual de US$1,014,776/año. Los requerimientos de servicios son 4,800 kW de vapor y 4,600 kW de agua de enfriamiento. Observe en la Tabla 3 que el costo del servicio externo de calentamiento de la red óptima representa el 90.8% del costo total anual, mientras que los costos del servicio externo de enfriamiento y de capital representan el 4.6% y 4.5% del costo total, respectivamente. Por consiguiente, el costo de servicios es el factor dominante del costo total de este ejemplo.

Tabla 3. Resultados sara el EiemDlo 1 Escenario A Escenario B

Area total (m 2 ) 923 1 1 332 Calor de desecho utilizado

0 3 1 700 (kW) Electricidad producida (kW) - 532 Costos de capital Intercambiadores de calor

(US$/año) Calentadores (US$/año) 13 1 423 13,423 Enfriadores (US$/año) 10,164 22,226 Evaporadores (US$/año) - 13,698 Economizador (US$/año) - 698 Turbina (US$/aPio) - 15,930 Bomba (US$/año) - 375 Costos de operación Calentamiento (US$/año) 922,060 922,060 Enfriamiento (US$/aío) 46,897 41,577 Bombeo (US$/año - 6 1 087 Costo total de capital

45,818 86,437 (US$/año) Costo total de operación

968,959 969,724

Ingreso por la venta de - 298,368

electricidad (US$/año) Costo total anual (US$/año) 1,014,776 757,794

La solución óptima obtenida con el método propuesto para el sistema integrado (identificado como el Escenario B) se muestra en la Figura 4. Requiere un área total de 1,332 m 2 y ocho unidades de



transferencia de calor (tres intercambiadores de calor, un calentador, un enfriador, un evaporador, un condensador y el regenerador), con un costo total de capital de US$86,437/año y un costo total anual de US$ 1 , 056 , 161 /año. Las demandas de servicios externos del sistema integrado son 10.86 kW de electricidad para operar la bomba del fluido de trabajo en el CRO, 3,178.06 kW de agua de enfriamiento para el condensador del CRO, 4,800 kW de vapor para el calentador de la RIC y 900 kW de agua de enfriamiento para el enfriador de la RIC. El CRO genera 532.8 kW de electricidad. Observe que el condensador del CRO no está integrado con el proceso, por lo que la integración térmica entre la RIC y el CRO únicamente se da a través del evaporador, donde la corriente de proceso caliente HPS2 transfiere calor al fluido de trabajo. Solamente 3,700 kW de los 4,600 kW disponibles en la corriente HPS2 como calor de desecho del proceso se pueden utilizar en el CRO para generar electricidad.

80 °Ci

3700

42.2C f

HPS1 300°C 3600 kW 3000 kW

300C 100 ° C

HPS2 00° 2600kw

IQfl°C 1

180° C i nw 1i5C 1 40C

221.98 m2 116.53 m2

000 kw

14O°I

24127 m2 110.06 &

[248.93 rn2

900 kw Ø jo°C

40°C 532.8 kw

_1 72.98 ni-

- --.. Ó.ÓO kw 2.55 m2

40°C CpSi 1 10.86 kW

3178.06 kw

30°C

Ø

40°C

317.81 m°

140°C CPSZ

Figura 4. Diseño óptimo del sistema integrado para el Ejemplo 1 obtenido con el método simultáneo (Escenario B).

Como se puede observar en la Figura 4, el requerimiento óptimo de calentamiento externo requerido por el sistema integrado es idéntico al del diseño no integrado (Escenario A) mostrado en la Figura 3. Sin embargo, el sistema integrado (Escenario B) reduce el consumo global del servicio de enfriamiento de la red individual en 11.6% (532.8 kW), de 4,600 kW a 4,067.2 kW. Como el sistema integrado está balanceado



energéticamente, este ahorro en consumo de enfriamiento externo es acompañado por un cantidad igual de trabajo de eje producida por el CRO. Esto implica que la reducción del calor de desecho cedido por el proceso al servicio de enfriamiento (esto es, la reducción en el requerimiento global del servicio externo de enfriamiento debido a la integración del CRO y el proceso) es transformada en trabajo de eje en una base uno a uno (esto es, con una eficiencia energética del 100% para producir trabajo).

La comparación de las Figuras 3 y 4 muestra que la integración del CRO en el proceso global introduce dos unidades de transferencia de calor adicionales (8 para el Escenario B Vs. 6 para el Escenario A). Esto también incrementa el área total de transferencia de calor requerida y, por consiguiente, el costo de capital. De hecho, en la Tabla 3 se observa que el sistema integrado (Escenario B) tiene un área total y un costo total de capital que son 44.3% y 88.65% mayores que los de la red individual (Escenario A). Sin embargo, es interesante observar que esta diferencia significativa en el costo de capital no es muy importante debido a que el Escenario A y el Escenario B muestran costos de operación iguales al 95.5% y 91.82%, respectivamente, de los correspondientes costos totales anuales. Esto implica que los costos de operación son los que más contribuyen a los costos totales en este ejemplo. Por otro lado, note que el sistema integrado tiene asociado un ingreso anual de 298,368 US$/año debido a la Venta de la electricidad generada por el CRO. Esto explica porque el costo total anual de la red individual es 33.9% más grande que el del sistema integrado (1,014,776 US$/año vs. 757,794 US$/año).

Ejemplo 2. Este problema tiene dos corrientes de proceso calientes, dos frías, un servicio externo de calentamiento y uno de enfriamiento. La diferencia mínima de temperatura es de 10°C. Este ejemplo fue tomado de Desai y Bandyopadhyay [61], quienes también presentaron el correspondiente sistema integrado obtenido usando un método secuencial. La solución óptima obtenida con el método simultáneo de este trabajo (Escenario C) es comparada tanto con la configuración reportada por Desai y Bandyopadhyay [61] (Escenario B) como con la red óptima individual (Escenario A).

El diseño óptimo para el Escenario A es mostrado en la Figura 5 y consiste de seis unidades de transferencia de calor (tres intercambiadores de calor, dos enfriadores y un calentador) con un área total de 5,743 m 2 . El servicio de calentamiento requerido es de 33,000 kW y el de enfriamiento es de 60,000 kW. La recuperación de calor proceso-proceso es de 23,000 kW. Esta configuración tiene un costo total anual de US$7,101,545/año, del cual 98% corresponde al costo de



operación y el resto al costo de capital. Los diferentes costos se muestran desagregados en la Tabla 4.

55 13.16 kW 3486.83 kW 24000 kW

HPS1 187°C

529.72m2

14000kW 36000kW

HPS2 127°C 1 jÇ7°C

127°C 7 99C 99°C 0-1

2232.81 m 2

e 33000kW 217°C i 1 1470CCpS1

W 152.9°C W 147°C

549.82 m2 549.82 m 2 772.184m°

11°C 47°C CPS2

17C 47°C 47°C

1108.45 rn°

Figura S. Red óptima individual del Ejemplo 2 (Escenario A).

La solución secuencial obtenida por Desai y Bandyopadhyay [61] es presentada en la Figura 6 (Escenario B), donde hay dos intercambiadores de calor entre corrientes de proceso (HPS1-CPS1 y HPS2-CPS2), dos enfriadores y un calentador, así como dos evaporadores, un condensador y el economizador. Este diseño requiere 33,000 kW de servicio externo de calentamiento y 56,708 kW de agua de enfriamiento. En el evaporador del CRO, el fluido de trabajo absorbe calor de las corrientes de proceso calientes HPS1 y HPS2 para producir 5,134.1 kW de trabajo de eje. En la Tabla 4 se presentan los resultados del diseño mostrado en la Figura 6. Es importante notar que el costo de capital reportado en dicha tabla para esta solución se calculó en este trabajo, debido a que este costo no fue considerado por Desai y Bandyopadhyay [61]. Observe en la Tabla 4 que la solución integrada del Escenario B tiene un costo de capital y operación que son 68v/o y l% mayores que los correspondientes costos del Escenario A; sin embargo, el trabajo de eje producido en el Escenario B representa ahorros por 62% en el costo total, lo que da una solución con un costo total neto que es 35% menor que el de la solución del Escenario A.

La Figura 7 presenta la configuración óptima para el sistema integrado (Escenario C) obtenida usando la aproximación simultánea



propuesta en este trabajo. En esta figura se observa que hay dos intercambiadores de calor entre corrientes de proceso (HPS1-CPS1 and HPS1CPS2) y que el CRO toma 48,400 kW de calor de desecho a baja temperatura de las corrientes de proceso calientes HPS1 y HPS2, generando 6,728 kW de electricidad. Al igual que en el Ejemplo 1, sólo el evaporador del CRO está integrado con el proceso debido a que el condensador rechaza todo su calor al agua de enfriamiento. Como se muestra en la Tabla 4, esta solución tiene un costo total anual de US$7,444,183/año, del cual 93.5% corresponde al costo de operación (servicios externos de enfriamiento y calentamiento) y 6.5% al costo de capital. El trabajo de eje producido por el CRO genera un ingreso anual de US$3,767,456/año, lo que causa una reducción del 49% en el costo total.neto (Le., US$3,676,727/año).

Tabla 4. Resultados sara el EiemDlo 2 Escenario A Escenario B [61] Escenario C

Area total (m 2 ) 5 1 743 10 1 714 11,23 1 Calor de desecho

0 36,936 48,400 utilizado (kW) Electricidad producida - 5,134 6,728 (kW) Costos de capital Intercambiadores de

56,601 102,045 46,874 calor (US$/año) Calentadores (US$/año) 28,591 28,590 28 1 592 Enfriadores (US$/año) 65 1 473 119,757 113 1 252 Evaporadores (US$/año) - 60,619 86,965 Economizador (US$/año) - 1,614 2065.00 Turbina (US$/año) - 153 1 510 201,155 Bomba (US$/año) - 7,227 4,735 Costos de operación Calentamiento (US$/año) 6,339,168 6,339,168 6,339,168 Enfriamiento (US$/año) 611 1 712 578,149 544,522 Bombeo (US$/año - 117 1 304 76,856 Costo total de capital

150,665 473 1 362 483,637 (US$/año) Costo total de operación

6,950,880 7,034,621 6,960,546 (US$/año) Ingreso por la venta de -

2 1 875,098 3,767,456 electricidad (US$/año) Costo total anual

7,101,545 4,632,885 3,676,727 (US$/aÍo)



9000kW 17850kW 6150kW 187°C

HPSI 0 183°C 975'C

190.07 m2 730.16 m2

cj 87.5°C 1

6464 C 5134.1kW

19086 kW 16914 kW 965.02 nI 7qçJ

HPS2 127°C '

123°C 127°C 1 \1 4000kw 40.2C

1 1697.83 m2 63.66 kW

9.26 ln 2

II 33000kW 209.471 kW

21f.Ø_. , 1 147°C 33644kw 147°C1

40 °C 60.1°C 1 772.14 ml 1100.55 m 2 j

2449.41 ni 2

11C 1 47°C CPS2 110C

_ 117°C 1 47°C

2799.99 m2

Figura 6. Diseño óptimo del sistema integrado para el Ejemplo 2 obtenido con el método secuencial (Escenario B [61]).

9000kW 14000kW 10000kW _ 187°C 77°C H PSi

187°C _ _157°C _ 0_110.3° C 1 77 ° C

1 1 1 6832tn 87.5°C 1

1 38400kW 11600kW jL4 u,' 40.2°C

6727.6 kW 127°C

127°C 1 127°CI 127°cl 4

HPS2

171 1 :1473.6 m2

1 83.422 kW

1 1 II 1 II 13.548m2

41809.64kW

33000kW 37.24kw

ó_1 147°C 147°C1

147°C cpsi 1 1100.58 m2 60.1°C 1 40°C

772.lOm°

3014 111 2

117°C 1

117°C 117°C 47°C CPS2

551.49 m 2

Figura 7. Diseño óptimo del sistema integrado para el Ejemplo 2 obtenido con el método simultáneo (Escenario C).



Los resultados de los tres escenarios se presentan en la Tabla 4, la cual es útil para hacer una comparación de la solución óptima para el Escenario C con las otras dos soluciones. En primer lugar, el costo de capital para la solución del Escenario C es 483,637 US$/año, que es 2.1% y 221% mayor que el de las soluciones para los Escenarios B y A, respectivamente. Sin embargo, es importante notar que el costo de capital es insignificante al compararlo con los costos de servicios externos de este ejemplo. Por otro lado, el sistema integrado del Escenario C genera más energía eléctrica que el diseño del Escenario B (6,728 kW vs. 5,134 kW), mientras que en el Escenario A no se produce electricidad. Por tal motivo, el costo total anual de la solución dada por el método secuencial (Escenario B) es 26% mayor que el de la solución para el Escenario C obtenida con el método simultáneo propuesto en este trabajo (4,632,885 US$/año vs. 3,676,727 US$/año). La principal razón de esta diferencia es que el método secuencial solamente trata de minimizar el consumo de servicios externos y maximizar el trabajo de eje al diseñar el sistema integrado, mientras que el modelo MINLP propuesto puede apropiadamente tomar en cuenta los compromisos económicos entre el capital y la energía incluyendo el ingreso generado por las ventas de la electricidad generada por el CRO.

392.08 kW

iwsi 353C 313C

383'C 1 3I3'C ¡LIC

296.03kW

HPSZ 347C 246C

76.27 kW 45762 kW 214.72 kW

255C

80c

189.7 kW 139.84 kW

57601'

14465 kW

340C

224C cPsi 19.8 C ~ 26627 22*7

¡9592 23.05m' 3.610.'

43.58kW

303C . 116C CP52

059...'

113C 53:C cpss -

16.600.'

98.02 kW

1976

40'C CP54

8.25 342 1.30

Figura 8. Red óptima individual para el Ejemplo 3 (Escenario A).

Ejemplo 3. Este ejemplo también fue tomado de Desai y Bandyopadhyay [61] e incluye tres corrientes de proceso calientes, tres



corrientes frías, un servicio externo de calentamiento y uno de enfriamiento. La diferencia mínima de temperatura es de 40°C. El CRO absorbe calor a 90°C y lo rechaza a 30°C. La configuración óptima y las condiciones de operación de la red individual (Escenario A) se muestran en la Figura 8. En este diseño hay seis intercambiadores de calor entre corrientes de proceso, un enfriador para la corriente de proceso caliente HPS3 y tres calentadores (para las corrientes de proceso frías CPS1, CPS2 y CPS4). Tiene un área total de transferencia de calor de 70 m 2 y

requerimientos de servicios externos de enfriamiento y calentamiento iguales a 214.7 kW y 286.3 kW, respectivamente.

392.1 kW

3531: _() 313C

116.6kW 1

fips 1 t 2461:

54.1

2

\kW

60.7 kW 337.7 kW 277.2 kW

UPS3 2551:

• p 80C

186.51: -

48.62 kW

10.268.,

1 —J 811:

\ 7 '-QoI 200.6kW

695kW 2903kW 35.11 kW

'ØT \ • • 2241: cpsi '1 - 595

•. / 1

435 kW

ó UIt ll6C 1 5161: CPS2 1.98k

- 0.602kW

135.91:

0.59..? -- .- -. -

129.8kW 1,5. I.793m1

78kW 53.46W 1131: CPS3

\ . / 33.8 kW

2936 (9.38013.34::

CPS4 20.6..? 2772n 1

Figura 9. Diseño óptimo del sistema integrado para el Ejemplo 3 obtenido con el método secuencial (Escenario B [61]).

Desai y Bandyopadhyay [61] reportaron el sistema integrado óptimo para este problema mostrado en la Figura 9 (Escenario B). Esta solución requiere 18 unidades de transferencia de calor (diez intercambiadores de calor, dos calentadores, cuatro condensadores, un evaporador y un economizador), que es significativamente mayor a las unidades requeridas por la solución del Escenario A; sin embargo, el diseño del sistema integrado produce 48.62 kW de trabajo de eje. En este caso, la corriente de proceso caliente HPS3 transfiere 337.7 kW de calor al CRO y las corrientes frías CPS3 and CPS4 reciben 165.2 kW del condensador del CRO. El sistema integrado para el Escenario B requiere un área total de transferencia de calor de 128 m 2 .



28(,.50 kW

HPS1 3t3C

\ 105.57 kW

HPSZ

HPS3 255C

297.13 kW

340C

.78 6.35

46.90kw 187.39 kW

21.4C

193.72 kW 682.11

224C

» ,

246C

129.38 kW

2241C ci'si

186.SC

60.61

-iIIIIj.e 48.22 kW

161C r 1.218 kW

0.072 rn

303C 1 .x,m

116C CP52 '2 .004 kW 36.76m1

303t' ~9.0 .0 116C'

1.55 & 2.77 & 80C 135.9C

457.62 kW: -

1131C 53C CPS3

113 ,c' u3.c

128.27kw 293-C

2305C

40C CPS4

2.98 m 7.44 m

Figura 10. Diseño óptimo del sistema integrado para el Ejemplo 3 obtenido con el método simultáneo (Escenario C).

Por otro lado, la configuración óptima del sistema integrado (Escenario C) obtenido con el método simultáneo propuesto en este trabajo se muestra en la Figura 10. Este diseño tiene trece unidades de transferencia de calor (siete intercambiadores de calor, un enfriador para la corriente de proceso caliente HPS3, un calentador para la corriente de proceso fría CPS1, un evaporador, dos condensadores y un economizador). El evaporador del CRO recibe 682.11 kW de la corriente de proceso caliente HPS3. En este diseño, los condensadores del CRO rechazan calor al proceso (457.62 kW y 128.27 kW a las corrientes frías CPS3 y CPS4, respectivamente), por lo que esta unidad del ciclo también está integrada con el proceso. El área total de transferencia de calor para la solución del Escenario C es 153 m 2 y la electricidad producida es 98 kW.

La Tabla 5 muestra los principales resultados para los tres escenarios diferentes del Ejemplo 3. En esta tabla se observa que los Escenarios A y B tienen áreas totales de transferencia de calor que son 54% y 16% menores que el área del Escenario C, respectivamente. Por otro lado, los costos de operación para los Escenarios A y B presentan reducciones de 3.9v/o y 17.13% con respecto al costo de operación del Escenario C, mientras que el costo de capital para el Escenario A es 59.83% menor que el del Escenario C, mientras que el del Escenario B es 17% más grande. Por lo tanto, los costos totales anuales sin incluir



los ingresos por la venta de la electricidad producida para los Escenarios A y B son 17.57% y 8% menores que el correspondiente al Escenario C. Sin embargo, la energía eléctrica producida por el sistema integrado del Escenario B es 50.49% menor que la del Escenario C y el diseño del Escenario A no produce electricidad. Tomando en cuenta los ingresos ocasionados por la venta de la electricidad producida, los costos totales anuales para las soluciones de los Escenarios A, B y C son US$64,896/año, US$45,220/año y US$23,726/año, respectivamente. Por lo tanto, el costo total neto de las soluciones para los Escenarios A y B son 173.52% y 90.59% más grandes que el de la solución para el Escenario C.

Tabla S. Resultados oara el Elemolo 3. Escenario A Escenario B [61] Escenario C

Area total (m 2 ) 70 128 153 Calor de desecho

0 337.7 682.11 utilizado (kW) Electricidad producida -

49 98 (kW) Costos de capital Intercambiadores de

5,380 15,722 3,952 calor (US$/año) Calentadores (US$/año) 1,152 1,310 1 1 262 Enfriadores (US$/año) 1,185 892 905 Evaporadores (US$/año) - 1,725 5,469 Condensadores

1,912 4,549 (US$/año) Economizador (US$/año) - 44 69 Turbina (US$/año) - 1 1 454 2 1 937 Bomba (US$/año) - 68 70 Costos de operación Calentamiento (US$/año) 54,990 46,891 57,079 Enfriamiento (US$/año) 2 1 189 1 1 323 1 1 319 Bombeo (US$/año - 1,111 1,122 Costo total de capital

7,717 23 1 127 19 1 212 (US$/año) Costo total de operación

57 1 179 49,325 59,520 (US$/año) Ingreso por la venta de -

27 1 232 55,005 electricidad (US$/año) Costo total anual

64,896 45,220 23,726 (US$/año)



Los ejemplos previos han mostrado que el método simultáneo propuesto en este trabajo da mejores soluciones óptimas de sistemas energéticos que integran RIC5 y CROs que la aproximación secuencial, debido a que considera en forma más apropiada los compromisos entre los costos de operación y capital.

Finalmente, en la Tabla 6 se muestra el tamaño de cada uno de los problemas resueltos en este trabajo así como el tiempo de CPU requerido para encontrar las soluciones usando una computadora personal con un procesador i5-2430M a 2.4 GHz y 4 GB de RAM.

Tabla 6. Tamaño del problema y tiempo CPU para cada ejemplo Ejemplo 1 Ejemplo 2 Ejemplo 3

Escenario Escenario Escenario Escenario Escenario Escenario A c A c A C

Restricciones 96 69 96 69 191 150 Variables

90 61 90 61 190 146 continuas Variables

17 12 17 12 39 31 b i n arlas

Tiempo CPU 0.030 0.025 0.030 0.030 0.032 0.046

(s

3. CONCLUSIONES En este trabajo se propone un procedimiento basado en un

modelo mixto entero no lineal para la optimización de sistemas integrados constituidos por una RCI y un CRO. Este método optimiza simultáneamente la configuración y las condiciones de operación de este tipo de sistemas integrados considerando la minimización del costo total neto, que incluye los costos de capital y operación así como el ingreso por la venta de la energía eléctrica producida. Este problema de optimización se resuelve fácilmente usando la plataforma GAMS en un tiempo de cómputo relativamente pequeño.

Tres ejemplos se presentaron para ilustrar la aplicación de la aproximación desarrollada. Los resultados obtenidos muestran que la síntesis del sistema integrado produce importantes ahorros cuando la RIC y el CRO son optimizados simultáneamente para lograr un alto grado de integración térmica. En particular, la efectividad del método propuesto queda de manifiesto al observar que proporciona mejores soluciones para dos casos de estudios previamente publicados (Ejemplos 2 y 3) que fueron resueltos usando el procedimiento secuencial de Desai y Bandyopadhyay [61]. Los resultados también muestran que los costos totales de las RCI5 óptimas no integradas con CROs siempre son



mayores que los de los sistemas integrados. En el contexto de procesos globales, los resultados obtenidos sugieren que el problema de selección de un CRO para recuperar calor en exceso de procesos para producir energía eléctrica se debe resolver simultáneamente con el problema de diseño óptimo de RICs para encontrar las mejores soluciones desde un punto de vista económico.

Es importante señalar que el método simultáneo presentado en este trabajo es general, por lo que se puede aplicar a cualquier caso de estudio que incluya los correspondientes datos requeridos.

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ESPECIALIDAD: Ingeniería Química

37


AGRADECIMIENTOS

Manifiesto mi eterno agradecimiento a mis antecesores, pues por ellos soy, especialmente a mis padres, Medardo t y Humbertina t , por su gran amor y enseñanzas de vida ejemplar, por su fortaleza y sabiduría, y por su gran apoyo incondicional. Este reconocimiento es para ellos y para los míos, por quienes vivo, tratando de merecerlos.

Agradezco a mi esposa Griselda, a mi hijo Eduardo y a mi hija Grisel, por ser mi fuente inagotable de amor, inspiración, energía, abundancia, paz, belleza y gozo. Son mi vida, mi camino, mi luz y mi consciencia; en ustedes se realiza, en plenitud, mi ideal.

Agradezco a mis hermanos(as) y sobrinos(as), porque unidos, siempre, como nuestros padres nos enseñaron, vamos hacia adelante, trazando nuestros caminos por la vida, a nuestro modo, con respeto y solidaridad, con esfuerzo y amor, como dijo el gran poeta Machado: "golpe a golpe, verso a verso".

Agradezco a la Universidad Michoacana de San Nicolás de Hidalgo por las oportunidades de formación, desarrollo y realización profesional y personal que me ha brindado y brinda con espléndida generosidad. Me siento muy afortunado de ser Nicolaita y, sobre todo, de tratar de vivir acorde a la filosofía de servicio, siempre al lado de las causas más nobles y en beneficio de la colectividad, que día a día me inspira mi alma mater, que es una cuna de héroes y un crisol de pensadores.

Agradezco a los profesores y estudiantes del grupo de investigación en Ingeniería de Procesos de la Facultad de Ingeniería Química de la UMSNH y, muy especialmente, al Dr. José María Ponce Ortega y al Dr. Fabricio Nápoles Rivera por su entrañable amistad y magnífico apoyo en la realización de diversos proyectos académicos.

Agradezco a mis maestros, de todos los niveles, por haberme compartido su experiencia y su saber, por haber contribuido, con su ejemplo y dedicación, a mi formación integral.

Agradezco a mis estudiantes, de ayer, hoy y mañana, porque me mantienen joven de espíritu y abierto a los cambios, porque me motivan a ser mejor, día a día, en la sagrada misión de la educación.

Agradezco a mis amigos y compadres, mis hermanos por elección, porque son una de las chispas que ilumina mi espíritu, porque están allí y aquí, siempre, con una presencia que reconforta y fortalece, porque son parte esencial de la celebración diaria por la vida.

Agradezco a las finas personas y excelentes ingenieros que, generosamente, me postularon como Académico Titular de la Academia de Ingeniería. Me esmeraré por corresponder a su confianza.

Agradezco a la Academia de Ingeniería, visionaria y distinguida institución, por el gran honor de aceptarme como uno de sus miembros.



NOMENCLATURA

Variables Binarias colid Variable binaria para el condensador del CRO y la corriente

de proceso fría acu Variable binaria para el condensador del CRO y el servicio de

enfriamiento eu Variable binaria para el encuentro entre la corriente de

proceso caliente ¡ y el servicio externo de enfriamiento en la RIC evap Variable binaria para el encuentro entre la corriente de

proceso caliente i y el evaporador del CRO

Variable binaria para el encuentro entre el servicio de

calentamiento y la corriente de proceso fría j en la RIC

Variable binaria para el encuentro (i,j) en la etapa k de la

superestructura de la RCI

Letras Griegas Exponente del área en la función de costo del condensador

/3CU Exponente del área en la función de costo de enfriadores 13hU Exponente del área en la función de costo de calentadores ,fyecoli Exponente del área en la función de costo del economizador

evap Exponente del área en la función de costo de evaporadores flexch Exponente del área en la función de costo de

intercambiadores ,/31)U111P Exponente de la potencia en la función de costo de la bomba

Exponente de la potencia en la función de costo de la turbina

6 Número pequeño para evitar la división por cero al calcular el área

77CC0I1 Parámetro de eficiencia para el economizador

Eficiencia del CRO

17PurnP Parámetro de eficiencia de la bomba

Parámetros Cacu Costo unitario del servicio externo de enfriamiento usado en el CRO CC11 Costo unitario del servicio externo de enfriamiento C11u Costo unitario del servicio externo de calentamiento



Cpower Precio unitario de la energía eléctrica cpulfip Costo unitario de la potencia consumida por la bomba CF cond Costo fijo asociado a los condensadores

CF' Costo fijo asociado a los enfriadores del CRO CFcu Costo fijo asociado a los enfriadores de la RIC

Costo fijo asociado al economizador cFeap Costo fijo asociado a los evaporadores del CRO CFJIU Costo fijo asociado a los calentadores de la RIC

CF Costo fijo asociado a los intercambiadores de la RIC CFPUIflP Costo fijo asociado a la bomba CFturb Costo fijo asociado a la turbina

Capacidad calorífica a presión constante para la corriente de

proceso caliente i

c1 , Capacidad calorífica a presión constante para la corriente de

proceso fría cvacu Coeficiente del costo variable para los enfriadores del CRO CVCO1d Coeficiente del costo variable para los condensadores del

ORC M11 Coeficiente del costo variable para los enfriadores de la RIC CVeCOT, Coeficiente del costo variable para el economizador del CRO Cvep Coeficiente del costo variable para los evaporadores del CRO CVhU Coeficiente del costo variable para los calentadores de la RIC

cv Coeficiente del costo variable para los intercambiadores de la

RIC CVpUMP Coeficiente del costo variable para la bomba del CRO CV turb Coeficiente del costo variable para la turbina del CRO /acul1ot Diferencia de temperatura en el extremo caliente de los

condensadores/enfriadores del CRO 11acu-cold Diferencia de temperatura en el extremo frío de los

condensadores/enfriadores del CRO dt00l Diferencia de temperatura en el extremo caliente del economizador CRO meconcoId Diferencia de temperatura en el extremo frío del economizador del CRO F Flujo FCp, Capacidad calorífica horaria de la corriente de proceso

caliente i

FCp 1 Capacidad calorífica horaria de la corriente de proceso fría j



Coeficiente de transferencia de calor de película de la

corriente caliente ¡

h' Coeficiente de transferencia de calor de película del servicio

de enfriamiento en la RIC Coeficiente de transferencia de calor de película del servicio

de calentamiento en la RIC h 1 Coeficiente de transferencia de calor de película de la

corriente de proceso fría 17evap Coeficiente de transferencia de calor de película del fluido

orgánico de trabajo del CRO j7cond Coeficiente de transferencia de calor de película del fluido orgánico en el condensador del CRO /acu Coeficiente de transferencia de calor de película del servicio de enfriamiento en el CRO h0110t Coeficiente de transferencia de calor de película de fluido

orgánico por el lado caliente del economizador del CRO h010(l Coeficiente de transferencia de calor de película de fluido

orgánico por el lado frío del economizador del CRO H Tiempo de operación al año

K 1. Factor para anualizar el costo de capital rnax Límite superior para la carga térmica de la corriente de

proceso caliente ¡

Límite superior para la carga térmica de la corriente de

proceso fría

Límite superior para el calor intercambiado en el encuentro

(iii) Temperatura a la salida de la turbine del fluido orgánico

TINc0nd Inlet temperatura to condensers of the organic working fluid T,Nacu Temperatura de entrada del servicio de enfriamiento en el CRO TIN, Temperatura de entrada de la corriente de proceso caliente ¡

TJN 1 Temperatura de entrada de la corriente de proceso fría

TIN evap Temperatura del fluido orgánico a la entrada del evaporador TOUTC)d Temperatura del fluido orgánico a la salida del condensador T0(1Tacu Temperatura de salida del servicio de enfriamiento en el CRO TOUJ Temperatura de salida de la corriente de proceso caliente ¡

T()UT, Temperatura de salida de la corriente de proceso fría

TOUTep Temperatura del fluido orgánico a la salida del evaporador



A7,c0ndm Límite superior de la diferencia de temperatura para el condensador

Límite superior de la diferencia de temperatura del servicio de enfriamiento en el CRO A7curnax Límite superior de la diferencia de temperatura del servicio

de enfriamiento en la RIC Límite superior de la diferencia de temperatura en el

evaporador AThumax Límite superior de la diferencia de temperatura del servicio

de calentamiento en la RIC Límite superior de la diferencia de temperatura en los

intercambiadores de la RIC Diferencia mínima de temperatura

Superíndices cond Condensador cu Servicio externo de enfriamiento econ Economizador exch Intercambiador evap Evaporador

hu Servicio externo de calentamiento NOK Número total de etapas ORC Ciclo Rankine orgánico turb Turbina

Conjuntos e índices CPS Conjunto de las corrientes de proceso frías HPS Conjunto de las corrientes caliente de proceso

Corriente de proceso caliente

/ Corriente de proceso fría k Indice para las etapas (1, .,NOK ) y localizaciones de temperatura (1, ...,NOK+1) ST Conjunto de las etapas de la superestructura

Variables Cap Costo de capital Capf Costo fijo de capital Capv Costo variable de capital

Cop Costo de operación



(//JhOt Diferencia de temperatura en el extremo caliente del

encuentro entre la corriente de proceso caliente i y el

servicio de enfriamiento dt0d Diferencia de temperatura en el extremo frío entre la

corriente de proceso caliente ¡ y el servicio de enfriamiento dt0h10t Diferencia de temperatura en el extremo caliente del

encuentro entre el fluido orgánico y la corriente de proceso fría j en un condensador del CRO

(ftcondcoId Diferencia de temperatura en el extremo frío del encuentro

entre el fluido orgánico y la corriente de proceso fría j en un

condensador del CRO dt,e0t Diferencia de temperatura en el extremo caliente del

encuentro entre la corriente de proceso caliente ¡ y un

evaporador del CRO dtc0d Diferencia de temperatura en el extremo frío del encuentro

entre la corriente de proceso caliente ¡ y un evaporador del

CRO Diferencia de temperatura en el extremo caliente del

encuentro entre la corriente de proceso fría j y el servicio externo de calentamiento

dt110dl Diferencia de temperatura en el extremo frío del encuentro

entre la corriente de proceso fría j y el servicio externo de calentamiento

dt, I k 1101 Diferencia de temperatura en el extremo caliente del

encuentro (i,j) en el nivel de temperatura

Diferencia de temperatura en el extremo frío del encuentro (

¡,j) en el nivel de temperatura

Ep"'p Potencia consumida por la bomba del CRO E°'' Potencia generada por el CRO qcond Calor intercambiado entre el condensador de la CRO y la

corriente de proceso fría Carga del servicio de enfriamiento requerida por la corriente

de proceso caliente i en la RIC Qacu Requerimiento de servicio de enfriamiento del CRO qvaP Calor intercambiado entre la corriente de proceso caliente ¡ en el evaporador del CRO



q' Carga del servicio de calentamiento requerida por la

corriente de proceso fría 1 Calor intercambiado entre la corriente de proceso caliente ¡

y la corriente de proceso fría j en la etapa k de la RIC Qiolal Carga térmica total de la etapa de condensación del CRO QeCOfl Carga térmica del economizador

Sprc Ingresos por la venta de la electricidad generada por el CRO

TAC Costo total anual ,ORC Temperatura de salida de la corriente de proceso caliente ¡

del evaporador del CRO tik Temperatura de la corriente de proceso caliente ¡ en el

extremo caliente de la etapa Temperatura de la corriente de proceso fría j en el extremo

caliente de la etapa



CURRICULUM VITAE Dr. Medardo Serna González

Profesor e Investigador Titular C

Facultad de Ingeniería Química Universidad Michoacana de San Nicolás de Hidalgo

Edificio M, Ciudad Universitaria, Av. Francisco J. Mújica S/N C.P. 58060 Morelia, Mich.

Tel. (443) 3273584; [email protected]

FORMACIÓN PROFESIONAL

• Licenciatura en Ingeniería Química. Facultad de Ingeniería Química, UMSNH. 1983 - 1988. Fecha de obtención del grado: 10 de marzo de 1989. Cédula profesional: 1510556.

• Maestría en Ciencias en Ingeniería Química. Departamento de Ingeniería Química, Instituto Tecnológico de Celaya. 1989-1990. Fecha de obtención del grado: 13 de diciembre de 1990. Cédula profesional: 1623932.

• Doctorado en Ciencias en Ingeniería Química. Departamento de Ingeniería Química, Instituto Tecnológico de Celaya. 1993-1996. Fecha de obtención del grado: 10 de septiembre de 1999. Cédula profesional: 3295248.

SEMBLANZA

Medardo Serna González ingresó como profesor a la Facultad de Ingeniería Química de la UMSNH en 1991, donde actualmente es Profesor e Investigador Titular C. Ha impartido 50 cursos a nivel licenciatura, maestría y doctorado. Ha sido director de tesis de 32 estudiantes de licenciatura, 7 de maestría y 1 de doctorado. Cultiva la línea de investigación Ingeniería de Procesos, con énfasis en el uso sustentable y eficiente del agua y la energía. En sus contribuciones más recientes propone el diseño óptimo de biorefinerías, la integración sustentable de sistemas macroscópicos incluyendo las cuencas hidrológicas, el uso de energía solar para calentamiento y enfriamiento en procesos industriales y el diseño óptimo de sistemas de tratamiento, reuso, almacenamiento y distribución de agua para diversas aplicaciones, tales como el desarrollo conceptual de parques eco-industriales y la planeación del abastecimiento de agua en ciudades.

Es Investigador Nivel II del Sistema Nacional de Investigadores y Miembro Regular de la Academia Mexicana de Ciencias. En 1996 fue galardonado por el Instituto Mexicano de Ingenieros Químicos con el



Primer Lugar Nacional del Premio IMIQ 1995. Desde 1997 ha sido reconocido por la SEP como Profesor con Perfil Deseable PROMEP. Participa en el Cuerpo Académico Ingeniería de Procesos Químicos, que desde el año 2006 tiene el nivel Consolidado otorgado por la SEP. En 2010, el Honorable Ayuntamiento Constitucional de Tuxpan, Michoacán, le otorgó la Presea al Mérito Cívico "Benedicto López" por su labor realizada en la docencia, investigación y gestión universitaria.

Ha publicado 60 artículos científicos en revistas internacionales, 15 en revistas nacionales, 24 capítulos de libro, 2 libros y 4 artículos de divulgación. A la fecha, sus artículos científicos han recibido 444 citas. Ha presentado 154 trabajos en congresos científicos internacionales y nacionales. Ha impartido 46 conferencias, cursos y talleres por invitación. Ha participado en la organización de 14 eventos científicos, diplomados, talleres y foros. Ha fungido como evaluador de diversos programas de posgrado de instituciones de educación superior así como de distintas propuestas de investigación y concursos. Ha gestionado y obtenido apoyos para el desarrollo de nueve proyectos de investigación personales y de grupo. Es co-fundador de la Maestría en Ciencias en Ingeniería Química y del Doctorado en Ciencias en Ingeniería Química de la UMSNH. Es Miembro Fundador de la Academia Michoacana de Ciencias. Ha desempeñado diversos cargos, entre los que destacan los siguientes: • Secretario Académico de la Escuela de Ingeniería Química de la UMSNH (1991 - 1993). • Vocal de Docencia de la Academia Mexicana de Investigación y Docencia en Ingeniería Química (1993 - 1995). • Director de la Facultad de Ingeniería Química de la UMSNH (2000 - 2003). • Miembro de la Comisión de Planeación y Evaluación del H. Consejo Universitario de la UMSNH (2000 - 2003). • Presidente del Instituto Mexicano de Ingenieros Químicos Sección Morelia (2003 - 2004). • Presidente del Comité de Posgrados Interinstitucionales de las Universidades Públicas de la Región Centro Occidente de la ANUlES (2006 - 2008). • Miembro de la Comisión de Evaluación del Fondo Mixto CONACYT - Gobierno del Estado de Michoacán (2009 a la fecha). • Presidente del Consejo Mexicano de Estudios de Posgrado (2011-20 12). • Miembro del Comité de Gestión por Competencias de Posgrado y Becas del Consejo Nacional de Ciencia y Tecnología (2012). • Miembro del Subcomité de Ciencia y Tecnología del Estado de Michoacán (Mayo de 2012 a la fecha).



• Miembro del Comité de Especialistas del Consejo Estatal de Ciencia, Tecnología e Innovación del Estado de Michoacán (Octubre de 2012 a la fecha). • Coordinador General de Estudios de Posgrado de la UMSNH (2003 a la fecha).

PUBLICACIONES CIENTÍFICAS MÁS RECIENTES

César G. Gutiérrez-Arriaga, Medardo Serna-González, José María Ponce-Ortega, Mahmoud M. El-Haiwagi. "Multi-objective optimization of steam power plants for sustainable generation of electricity". Clean Technologies and Environmental Policy. In press. ISSN: 1618-954X (print version). ISSN: 1618-9558 (electronic versión).

Fabricio Nápoles-Rivera, Medardo Serna-González, José María Ponce-Ortega, Mahmoud M. El-Halwagi. "Sustainable water management for macroscopic systems". Journal of Cleaner Production. Vol. 47, pp. 102-117 (May 2013). ISSN: 0959-6526.

Eusiel Rubio-Castro, José María Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Mahmoud M. El-Haiwagi, Viet Pham. "Global optimization in property-based ¡nter-plant water integ ration". American Institute of Chemical Engineers Journal. Vol. 59, No. 3, pp. 813-833 (2013). Print ISSN: 0001-1541. Online ISSN: 1547-5905.

Fabricio Nápoles-Rivera, Medardo Serna-González, Abdullah Bin-Mahfou, Arturo Jiménez-Gutiérrez, Mahmoud M. El-Halwagi, José María Ponce-Ortega. "Simultaneous optimization of energy management, biocide dosing and maintenance scheduling of thermally integrated facilities. Energy Conversion and Management. Vol. 68, pp. 177-192 (2013). ISSN: 0196-8904.

José Ezequiel Santibañez-Aguilar, José María Ponce-Ortega, J. Betzabé González-Campos, Medardo Serna-González, Mahmoud M. El-Halwagi. "Synthesis of distributed biorefining networks for the value-added processing of water hyacinth". ACS Sustainable Chemistry & Engíneeríng. Vol. 1, No. 2, pp. 284-305 (2013). Web Edition ISSN: 2 168-0485.

Ma. Guadalupe Rojas-Torres, José María Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Fabricio Nápoles-Rivera, Mahmoud M. El-Haiwagi. "Synthesis of water networks ¡nvolving temperature-based property operators and thermal effects". Industrial and Engineering Chemistry Research. Vol. 52, No. 1, pp. 442-461 (2013). ISSN: 0888-5885.

Luis Fernando Lira-Barragán, José María Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Mahmoud M. El-Halwagi. "Synthesis of integrated absorption refrigeration systems involving economic and environmental



objectives and quantifying social benefits". Applied Thermal Engineering. Vol. 52 (2), pp. 402-419 (2013). ISSN: 1359-4311.

Eusiel Rubio-Castro, Medardo Serna-González, José María Ponce-Ortega, Mahmoud M. El-Haiwagi. "Synthesis of cooling water systems with multiple cooling towers". Applied Thermal Engineering. Vol. 50, No. 1, 957-974 (2013). ISSN: 1359-4311.

Luis Fernando Lira-Barragán, José María Ponce-Ortega, Fabricio Nápoles-Rivera, Medardo Serna-González, Mahmoud M. El-Haiwagi. "Incorporating property-based water networks and surrounding watersheds in site selection of industrial facilities". Industrial and Engineering Chemistry Research. Vol. 52, No. 1, 91-107 (2013). ISSN: 0888-5885. [10].Oscar Burgara-Montero, José María Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Mahmoud M. El-Haiwagi. "Optimal design of distributed treatment systems for the effluents discharged to the rivers". Clean Technologies and Environmental Policy. Vol. 14, No. 5, 925-942 (2012). ISSN: 1618-954X (print version). ISSN: 1618-9558 (electronic version). [11]. Eusiel Rubio-Castro, José María Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Mahmoud M. El-Halwagi. "Optimal reconfiguration of multi-plant water networks into an eco-industrial park". Computers and Chemical Engineering. Vol. 44, 58-83 (2012). ISSN: 0098-1354. [12].Luis Fernando Lira-Barragán, José María Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Mahmoud M. El-Haiwagi. "Synthesis of water networks considering the sustainability of the surrounding watershed". Computers and Chemical Engineering. Vol. 35, No. 12, 2837-2852 (2011). ISSN: 0098-1354. [13]. Eusiel Rubio-Castro, Medardo Serna-González, José María Ponce-Ortega, Miguel Angel Morales-Cabrera. "Optimization of mechanical draft counter flow wet-cooling towers using a rigorous model". Applied Thermal Engineering. Vol. 31, No. 16, 3615-3628 (2011). ISSN: 1359-4311. [14].José María Ponce-Ortega, Francisco Waldemar Mosqueda-Jiménez, Medardo Serna-González, Arturo Jiménez-Gutiérrez, Mahmoud M. El-Haiwagi. "A property-based approach to the synthesis of material conservation networks with economic and environmental objectives". American Institute of Chemical Engineers Journal. Vol. 57, No. 9, 2369-2387 (2011). Print ISSN: 0001-1541. Online ISSN: 1547-5905. [15].Eusiel Castro-Rubio, José María Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Arturo Jiménez-Gutiérrez, Mahmoud M. El-Haiwagi. "A global optimal formulation for the water integration in eco-industrial parks considering multiple pollutants". Computers and Chemical Engineering. Vol. 35, No. 8, 1558-1574 (2011). ISSN: 0098-1354.



[16].José Ezequiel Santibañez-Aguilar, J. Betzabe González-Campos, José María Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Mahmoud M. El-Halwagi. "Optimal planning of a biomass conversion system considering economic and environmental aspects". Industrial and Engineering Chemistry Research. Vol. 50, No. 14, 8558-8570 (2011). ISSN: 0888-5885. [17].Medardo Serna-González, José María Ponce-Ortega. "Total cost target for heat exchanger networks considering simultaneously pumping power and area effects". Applied Thermal Engineering. Vol. 31, No. 11-12, 1964-1975 (2011). ISSN: 1359-4311. [18].Luis Fernando Lira-Barragán, José María Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Mahmoud M. EI-Halwagi. "An MINLP model for the optimal location of a new industrial plant with simultaneous consideration of economic and environmental criteria". Industrial and Engineering Chemistry Research. Vol. 50, No. 2, 953-964 (2011). ISSN: 0888-5885.

Eusiel Rubio-Castro, José María Ponce-Ortega, Fabricio Nápoles-Rivera, Mahmoud M. El-Halwagi, Medardo Serna-González, Arturo Jiménez-Gutiérrez. "Water integration of eco-industrial parks using a global optimization approach". Industrial and Engineering Chemistry Research. Vol. 49, No. 20, 9945-9960 (2010). ISSN: 0888-5885.

Eusiel Rubio-Castro, Medardo Serna-González, José María Ponce-Ortega. "Optimal design of effluent-cooling systems using a mathematical programming model". Applied Thermal Engineering. Vol. 30, No. 14-15, 2116-2126 (2010). ISSN: 1359-4311.

Medardo Serna-González, José M. Ponce-Ortega, Arturo Jiménez-Gutiérrez. "MINLP optimization of mechanical draft counter flow wet-cooling towers". Chemical Engineering Research and Design. Vol. 88, No. 5-6, 614-625 (2010). ISSN: 0263-8762.

José M. Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Arturo Jiménez-Gutiérrez. "Synthesis of heat exchanger networks with optimal placement of multiple utilities". Industrial and Engineering Chemistry Research. Vol. 49, No. 6, 2849-2856 (2010). ISSN: 0888-5885.

José María Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Arturo Jiménez-Gutiérrez. "Optimization model for re-circulating cooling water systems". Computers and Chemical Engineering. Vol. 34, No. 2, 177-195 (2010). ISSN: 0098-1354.

José María Ponce-Ortega, Medardo Serna-González, Arturo Jiménez-Gutiérrez. "A disjunctive programming model for simultaneous synthesis and detailed design of cooling networks". Industrial and Engineering Chemistry Research. Vol. 48, No. 6, 2991-3003 (2009). ISSN: 0888-5885.


Integración óptima de ciclos rankie organicos con procesos industriales

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