Refineria de Petroleo

Índice

INDICE

1

INTRODUCCIÓN. INTRODUCCIÓN. ......................................................................................................... 11

2

ASPECTOS GENERALES GENERALES DEL CRUDO Y OTRAS FUENTES ENERGÉTICAS. ENERGÉTICAS. ......... 14 2.1 2.1.1 2.1.2

2.2

2.2.1 2.2.2 2.2.3

2.3

2.3.1 2.3.2 2.3.3

3

3.1.1 3.1.2 3.1.3

3.2

3.2.1 3.2.2 3.2.3 3.2.4

3.3

3.3.1 3.3.2 3.3.3

3.4

3.4.1 3.4.2 3.4.3

MANEJO DE CRUDO .......................................................................................... 20

Crudos marcadores..........................................................................................................................20 Determinación de precios................................................................................................................22 Compra Compra de crudos. crudos. ............................ .......................................... ............................ ............................ ........................... ........................... ............................ .........................23 ...........23

COMPORTAMIENTO DE CRUDO ....................................................................... 23

Variación en la compra de crudo según ºAPI..................................................................................23 Variaciones en los precios de los crudos según calidad..................................................................24 Variación de una torre de destilación según según variación de ºAPI de la alimentación. alimentación. ..................... ........... ............27 ..27

UNIDAD REDUCTORA DE VISCOSIDAD. (VISCOREDUCTORA) ..................... 29 Alimentación Alimentación a la Unidad .......................... ........................................ ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ...............30 .30 Torre Destilación Destilación Atmosférica................. Atmosférica............................... ............................ ............................ ........................... ........................... ............................ ..................31 ....31 Torre de Fraccionamiento al vacío..................................................................................................34

HIDROCRACKING HIDROCRACKING ............................................................................................... 39

Alimentación a la unidad de Hidrocracking....................................................................................40 Alimentación Alimentación al Horno y reactores. reactores. ........................... ......................................... ............................ ............................ ............................ ...........................41 .............41 Etapa de separación make up gas y gas de reciclo..........................................................................42 Stripper Stripper de gasolina........ gasolina...................... ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ...............43 .43

PLANTA DE CRACKING CRACKING CATALÍTICO. CATALÍTICO............................................................... .............................................................. 46

Alimentación Alimentación y precalentam precalentamiento iento ............................ .......................................... ............................ ............................ ............................ ............................ ...............47 .47 Zona de reacción y regeneración.....................................................................................................48 Fraccionami Fraccionamiento........... ento......................... ............................ ............................ ............................ ............................ ........................... ........................... ............................ ..................49 ....49

PROCESO COKER.............................................................................................. COKER .............................................................................................. 52

Alimentación Alimentación a la unidad ........................... ......................................... ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ...............53 .53 Fondo de la fraccionadora, fraccionadora, carga al horno, tambores de coke, stripper de purga. ..................... .......... ................ .....54 54 Tope y extracciones laterales de la torre atmosférica......................................................................56

DESCRIPCION DESCRIPCION DEL PROCESO................................................................................... PROCESO. .................................................................................. 61 4.1 4.1.1 4.1.2 4.1.3

5

Consumo, producción y capacidad de refinación del crudo............................................................15 Tendencias de los consumos mundiales, regionales y nacionales de productos. productos. .................... ......... .................. .......18 18

SELECCIÓN DEL PROCESO. PROCESO....................................................................................... ...................................................................................... 29 3.1

4

IMPORTANCIA RELATIVA DEL PETRÓLEO ..................................................... 14

TORRE FRACCIONADORA ................................................................................ 62 Sistema Sistema de tope ............................ .......................................... ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ...............62 .62 Extraccion Extracciones es laterales............ laterales.......................... ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ......................63 ........63 Coke Drum, Stripper de purga, alimentación caliente a E-3001.....................................................65

BALANCE DE MASA Y ENERGÍA ................................................................................ 68

Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

1

Índice

5.1 5.1.1 5.1.2

6

Intercambi Intercambiador ador C-3006 C-3006 ............................ .......................................... ............................ ........................... ........................... ............................ ............................ ..................68 ....68 Intercambi Intercambiador ador C-3009 C-3009 ............................ .......................................... ............................ ........................... ........................... ............................ ............................ ..................69 ....69

5.2

ABSORBEDOR.................................................................................................... 71

5.3

SPONGE ABSORBER......................................................................................... ABSORBER ......................................................................................... 74

5.4

STRIPPER............................................................................................................ 76

5.5

DEBUTANIZADORA DEBUTANIZADORA E-3053............................................................................... 79

DISEÑO DE EQUIPOS ................................................................................................. 88 6.1

ACUMULADOR ACUMULADOR DE CARGA................................................................................ CARGA ................................................................................ 88

6.2

TREN DE PRECALENTAMIENTO PRECALENTAMIENTO ....................................................................... 90

6.2.1 6.2.2

Intercambi Intercambiador ador C-3006 C-3006 ............................ .......................................... ............................ ........................... ........................... ............................ ............................ ..................90 ....90 Intercambi Intercambiador ador C-3009 C-3009 ............................ .......................................... ............................ ........................... ........................... ............................ ............................ ..................91 ....91

6.3

STRIPPER............................................................................................................ 93

6.4

ABSORBEDOR.................................................................................................... 95

6.5

SPONGE ABSORBER......................................................................................... ABSORBER ......................................................................................... 97

6.6

COLUMNA DE DESTILACIÓN (DEBUTANIZADORA) (DEBUTANIZADORA) ........................................ 98

6.7

BOMBAS............................................................................................................ 100

6.8

HORNO .............................................................................................................. 101

6.8.1 6.8.2 6.8.3

7

TREN DE PRECALENTAMIENTO PRECALENTAMIENTO ....................................................................... 68

Zona Radiante Radiante ............................ .......................................... ............................ ............................ ............................ ........................... ........................... ............................ ................101 ..101 Zona de Choque....................................... Choque..................................................... ............................ ............................ ........................... ........................... ............................ ................102 ..102 Zona Convectiva Convectiva .......................... ........................................ ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ...........................102 .............102

CONTROL DEL PROCESO. PROCESO. ....................................................................................... 105 7.1 7.1.1 7.1.2

7.2

7.2.1 7.2.2

7.3

7.3.1 7.3.2

7.4

7.4.1 7.4.2

CONTROL DE CARGA A LA UNIDAD. ............................................................. 105 Filosofía Filosofía de Control Control ............................ .......................................... ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ....................105 ......105 Configuración de Control..............................................................................................................106

CONTROL DE CARGA AL HORNO .................................................................. 107

Filosofía Filosofía de Control Control del Horno ........................... ......................................... ............................ ............................ ............................ ............................ ..................107 ....107 Configuración de Control del Horno.............................................................................................107

CONTROL DE TOPE TOPE DE TORRE FRACCIONADORA E-3001 ......................... 108

Filosofía Filosofía de Control Control de Tope ............................ .......................................... ............................ ............................ ............................ ............................ ....................108 ......108 Configuración de Control de Tope................................................................................................109

CONTROL DE STRIPPER Y FLUJO INTERMEDIO. ......................................... 110

Filosofía Filosofía de Control Control ............................ .......................................... ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ....................110 ......110 Configuración de Control..............................................................................................................111


2

8

Índice

EVALUACIÓN EVALUACIÓN ECONÓMICA ECONÓMICA ...................................................................................... 114 8.1

COSTO EQUIPOS.............................................................................................. 114

8.2

INVERSIÓN........................................................................................................ INVERSIÓN ........................................................................................................ 115

8.3

COSTO TOTAL DEL PRODUCTO..................................................................... PRODUCTO. .................................................................... 117

8.3.1 8.3.2 8.3.3 8.3.4

8.4

INGRESOS......................................................................................................... 120

8.5

FLUJO DE CAJA ............................................................................................... 123

8.6

ANÁLISIS DE SENSIBILIDAD ........................................................................... 125

8.6.1 8.6.2 8.6.3

9

Costos Directos Directos de Producción Producción ........................... ......................................... ............................ ............................ ............................ ............................ ..................117 ....117 Costos Indirectos de Producción...................................................................................................119 Gastos Generales Generales de Planta.................................... Planta.................................................. ............................ ........................... ........................... ............................ ................119 ..119 Gastos Generales Generales de Empresa. Empresa. ............................ .......................................... ............................ ............................ ............................ ............................ ..................119 ....119

Financiamien Financiamiento............... to............................. ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ...........................125 .............125 Variación Variación °API........................ °API...................................... ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ............................ ..................126 ....126 Variación Variación precios precios por °API (US$/°API) (US$/°API) ........................... ......................................... ............................ ............................ ............................ ..................127 ....127

CONCLUSIONES........................................................................................................ CONCLUSIONES........................................................................................................ 13 1300

A. DISEÑO DE EQUIPOS ............................................................................................... 132 B. ANEXO EVALUACIÓN EVALUACIÓN ECONÓMICA ECONÓMICA ......................................................................... 229 C. ANEXO TABLAS Y GRÁFICOS DE APÉNDICES. APÉNDICES....................................................... ...................................................... 238 GLOSARIO ........................................................................................................................ 246


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Índice

ÍNDICE DE TABLAS TABLA 3-1: RENDIMIENTOS VISCO REDUCTORA ..........................................................................................38 TABLA 3-2: CARACTERÍSTICAS DE CATALIZADOR .......................................................................................42 TABLA 3-3: RENDIMIENTOS HIDROCRACKING .............................................................................................45 TABLA 3-4: RENDIMIENTOS CRACKING CATALÍTICO. ...................................................................................51 TABLA 3-5: RENDIMIENTOS PLANTA COKER...............................................................................................58 TABLA 3-6: COMPARACIÓN DE RENDIMIENTOS ...........................................................................................59 TABLA 5-1: PROPIEDADES FLUJOS C-3006. C-3006. ................... ............................ .................. .................. .................. .................. .................. .................. .................. ............68 ...68 TABLA 5-2: PROPIEDADES FLUJOS C-3009. ..............................................................................................69 TABLA 5-3: PROPIEDADES Y FLUJOS ABSORBEDOR ...................................................................................72 TABLA 5-4: PROPIEDADES Y FLUJOS SPONGE ABSORBER ..........................................................................74 TABLA 5-5: PROPIEDADES Y FLUJOS STRIPPER ..........................................................................................77 TABLA 5-6: PROPIEDADES Y FLUJO DEBUTANIZADORA...............................................................................80 TABLA 5-7: PROPIEDADES Y CARACTERÍSTICAS CARACTERÍSTICAS .........................................................................................82 TABLA 5-8: PERFIL DE TEMPERATURAS DEL HORNO ...................................................................................82 TABLA 5-9: CAPACIDADES CALORÍFICAS A DISTINTAS TEMPERATURAS ........................................................83 TABLA 5-10: COMPOSICIÓN DE LA ALIMENTACIÓN .......................................................................................84 TABLA 5-11: COMPOSICIÓN DE LA CORRIENTE DE SALIDA ...........................................................................84 TABLA 5-12: COMPOSICIÓN DEL FLUE GAS................................................................................................85 TABLA 6-1: DATOS ESTRUCTURALES ACUMULADOR...................................................................................89 TABLA 6-2: PROPIEDADES Y DATOS OPERACIONALES -3006.......................................................................90 -3006 .......................................................................90 TABLA 6-3: DATOS DE TRANSFERENCIA DE CALOR -3006 ...........................................................................90 TABLA 6-4: DATOS ESTRUCTURALES C-3006 C-3006 ............................................................................................91 TABLA 6-5: PROPIEDADES Y DATOS OPERACIONALES C-3009 ....................................................................91 TABLA 6-6: DATOS DE TRANSFERENCIA DE CALOR C-3009.........................................................................91 C-3009.........................................................................91 TABLA 6-7: DATOS ESTRUCTURALES C-3009 C-3009 ............................................................................................92 TABLA 6-8: PROPIEDADES STRIPPER .........................................................................................................94 TABLA 6-9: CARACTERÍSTICAS DE DISEÑO E-3002 ....................................................................................94 TABLA 6-10: PROPIEDADES ABSORBEDOR ................................................................................................96 TABLA 6-11: CARACTERÍSTICAS DE DISEÑO ABSORBEDOR ........................................................................96 TABLA 6-12: PROPIEDADES SPONGE ABSORBER .......................................................................................97 TABLA 6-13: CARACTERÍSTICAS DE DISEÑO SPONGE ABSORBER ...............................................................97 TABLA 6-14: PROPIEDADES Y DATOS DE OPERACIÓN .................................................................................99 TABLA 6-15: CARACTERÍSTICAS DE DISEÑO DEBUTANIZADORA ..................................................................99 TABLA 6-16: BOMBAS DEL PROCESO .......................................................................................................100 TABLA 6-17: PROPIEDADES CARGA AL HORNO ........................................................................................101 TABLA 6-18: CARACTERÍSTICAS DE DISEÑO ZONA RADIANTE ....................................................................101 TABLA 6-19: CARACTERÍSTICAS ARACTERÍSTICAS DE LOS TUBOS ZONA RADIANTE. ..............................................................102 TABLA 6-20: CARACTERÍSTICAS DE DISEÑO ZONA DE CHOQUE .................................................................102


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Índice

TABLA 6-21: CARACTERÍSTICAS DE TUBOS ZONA CONVECTIVA .................................................................102 TABLA 6-22: CARACTERÍSTICAS DE DISEÑO ZONA CONVECTIVA ................................................................103 TABLA 8-1 COSTO DE LOS EQUIPOS.........................................................................................................115 TABLA 8-2: MÉTODO DE LANG.................................................................................................................116 TABLA 8-3: COSTO PERSONAL DE PLANTA...............................................................................................117 TABLA 8-4: SERVICIOS GENERALES .........................................................................................................118 TABLA 8-5: COSTO TOTAL DEL PRODUCTO. .............................................................................................119 TABLA 8-6: M ATERIAS PRIMAS ................................................................................................................120 TABLA 8-7: PRODUCCIÓN ........................................................................................................................121 TABLA 8-8: COSTOS DE PRODUCTOS .......................................................................................................121 TABLA 8-9: DIFERENCIA DE INGRESOS MENSUALES (US$) POR CONCEPTO DE PRODUCTOS .......................121 TABLA 8-10: ECONOMÍA POR CONCEPTO DE COMPRA DE CRUDO ...............................................................122 TABLA 8-11: INGRESO GLOBAL................................................................................................................122 TABLA 8-12: CAPITAL PROPIO V/S TIR ....................................................................................................125 TABLA 8-13: VARIACIÓN ºAPI V/S TIR .....................................................................................................126 TABLA 8-14: VARIACIÓN US$/°API V/S TIR.............................................................................................127 TABLA A-1: DATOS ESTRUCTURALES ......................................................................................................132 TABLA A-2: DATOS OPERACIONALES ACUMULADOR ................................................................................132 TABLA A-3: DATOS CABEZAL ..................................................................................................................133 TABLA A-4: DATOS DISEÑO DE TOPE .......................................................................................................133 TABLA A-5: DATOS DE AISLANTE ............................................................................................................135 TABLA A-6: CARGAS MUERTAS ...............................................................................................................135 TABLA A-7: DATOS DE VIENTO ................................................................................................................137 TABLA A-8: PERIODO ZONA SISMICA .......................................................................................................137 TABLA A-9: DATOS DE CORRIENTES........................................................................................................139 TABLA A-10: DATOS DE TUBOS...............................................................................................................139 TABLA A-11: CONDICIONES OPERACIONALES .........................................................................................145 TABLA A-12: CONCENTRACIÓN COMPONENTES CLAVES ...........................................................................145 TABLA A-13: VOLATILIDADES RELATIVAS ................................................................................................145 TABLA A-14: VOLATILIDADES ALIMENTACIÓN ..........................................................................................146 TABLA A-15: REFLUJO MÍNIMO. ...............................................................................................................147 TABLA A-16: PROPIEDADES LÍQUIDAS .....................................................................................................147 TABLA A-17: PROPIEDADES DE GAS TOPE ..............................................................................................148 TABLA A-18: DATOS OPERACIONALES Y FACTORES ................................................................................149 TABLA A-19: PROPIEDADES GAS FONDO.................................................................................................150 TABLA A-20: PROPIEDADES FLUIDO ........................................................................................................151 TABLA A-21: FACTORES .........................................................................................................................151 TABLA A-22: RESULTADOS FACTORES GAS REAL .....................................................................................151 TABLA A-23: DATOS ESTRUCTURALES DEBUTA .......................................................................................152 TABLA A-24: DATOS DE COLUMNA TOPE .................................................................................................153 TABLA A-25: DATOS CABEZAL ................................................................................................................153 TABLA A-26: DATOS COLUMNA FONDO E-3053.......................................................................................154 Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

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Índice

TABLA A-27: DATOS DE DISEÑO FONDO E-3053 .....................................................................................154 TABLA A-28: DATOS DE AISLANTE E-3053..............................................................................................155 TABLA A-29: CARGAS MUERTAS TOPE E-3053 .......................................................................................156 TABLA A-30: DATOS VIENTO E-3053 .......................................................................................................157 TABLA A-31: PERÍODO ZONA SÍSMICA .....................................................................................................158 TABLA A-32: DATOS DISEÑO FONDO ........................................................................................................159 TABLA A-33: DATOS AISLANTE FONDO ...................................................................................................160 TABLA A-34: DATOS CARGAS MUERTAS FONDO .......................................................................................160 TABLA A-35: DATOS PARA fw FONDO ....................................................................................................162 TABLA A-36: ANÁLISIS DE ESFUERZOS LADO TENSIÓN. ...........................................................................164 TABLA A-37: ANÁLISIS DE ESFUERZOS LADO COMPRESIÓN ......................................................................165 TABLA A-38: ANÁLISIS ESFUERZOS EQUIPO NO OPERATIVO ....................................................................167 TABLA A-39: PROPIEDADES FLUJOS REBOILER .......................................................................................169 TABLA A-40: TEMPERATURAS REBOILER.................................................................................................170 TABLA A-41: DATOS TUBOS REBOILER DEBUTA ......................................................................................172 TABLA A-42: FLUJOS Y ÁREA DE TRANSFERENCIA C-3061 .......................................................................174 TABLA A-43: DATOS TUBOS AERO REFRIGERANTE ..................................................................................175 TABLA A-44: DATOS BANDEJA AERO REFRIGERANTES ............................................................................175 TABLA A-45: DATOS ALETAS ..................................................................................................................175 TABLA A-46: PROPIEDADES DE GASES ....................................................................................................176 TABLA A-47: PROPIEDADES DE AIRE .......................................................................................................176 TABLA A-48: CONSTANTES DE ANTOINE PROPANO ..................................................................................184 TABLA A-49: FLUJOS MOLARES ABSORBEDOR ........................................................................................184 TABLA A-50: COMPOSICIÓN PROPANO ....................................................................................................185 TABLA A-51: PROPIEDADES LÍQUIDO ABSORBEDOR .................................................................................185 TABLA A-52: PROPIEDADES GAS E-3051 ................................................................................................186 TABLA A-53: RESULTADOS FACTORES GAS REAL E-3051 ........................................................................186 TABLA A-54: DATOS OPERACIONALES Y FACTORES E-3051 ....................................................................187 TABLA A-55: RESULTADOS CÁLCULO DIÁMETRO ......................................................................................187 TABLA A-56: DATOS ESTRUCTURALES E-3051 ........................................................................................188 TABLA A-57: DATOS COLUMNA E-3051 ..................................................................................................188 TABLA A-58: DATOS CABEZAL E-3051 ...................................................................................................189 TABLA A-59: PROPIEDADES CORRIENTES E-3002....................................................................................190 TABLA A-60: CONSTANTES DE ANTOINE DECANO ....................................................................................191 TABLA A-61: FLUJOS MOLARES STRIPPER E-3002..................................................................................191 TABLA A-62: DATOS LÍQUIDO EFICIENCIA E-3002 ....................................................................................193 TABLA A-63: PROPIEDADES LÍQUIDO Y FACTORES E-3002 .......................................................................193 TABLA A-64: RESULTADOS CÁLCULOS DIÁMETRO E-3002 .......................................................................194 TABLA A-65: DATOS ESTRUCTURALES STRIPPER .....................................................................................194 TABLA A-66: DATOS COLUMNA E-3002 ...................................................................................................195 TABLA A-67: DATOS CABEZAL E-3002 ...................................................................................................195


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TABLA A-68: PROPIEDADES FLUIDO CIRCULANTE J-3001 ........................................................................196 TABLA A-69: DATOS SUCCIÓN BOMBA TABLA A-70: DATOS DESCARGA BOMBA .................196 TABLA A-71: ACCESORIOS DE SUCCIÓN ..................................................................................................197 TABLA A-72: ACCESORIOS DE DESCARGA ...............................................................................................198 TABLA A-73: CONSIDERACIONES HORNO. ...............................................................................................202 TABLA A-74: COMPOSICIÓN DEL FUE GAS DE REFINERÍA Y ENERGÍA SUMINISTRADA ...................................202 TABLA A-75: ESTEQUIOMETRÍA DE LAS REACCIONES DE COMBUSTIÓN ......................................................203 TABLA A-76: PERFIL DE TEMPERATURAS DEL HORNO ..............................................................................204 TABLA A-77: CAPACIDADES CALORÍFICAS A DISTINTAS TEMPERATURAS ...................................................204 TABLA A-78: COMPOSICIÓN DE LA ALIMENTACIÓN ....................................................................................206 TABLA A-79: COMPOSICIÓN DE LA CORRIENTE DE SALIDA B-3001............................................................207 TABLA A-80: ENTALPÍA Y CALOR CORRIENTE DE ENTRADA .......................................................................208 TABLA A-81: ENTALPÍA Y CALOR CORRIENTE DE SALIDA ..........................................................................209 TABLA A-82: COMPOSICIÓN DEL FLUE GAS ..............................................................................................210 TABLA A-83: PROPIEDADES CARGA AL HORNO........................................................................................211 TABLA A-84 CARACTERÍSTICAS DE LOS TUBOS ZONA RADIANTE . ..............................................................212 TABLA A-85 CARACTERÍSTICAS DE LOS TUBOS ZONA CONVECCIÓN..........................................................219 TABLA A-86 COEFICIENTE DE TRANSFERENCIA POR EL LADO DEL FLUE GAS PARA ALETAS . ......................220 TABLA A-87 DETERMINACIÓN DE LA EFICIENCIA DE ALETA ......................................................................222 TABLA B-1 COSTO AERO REFRIGERANTES. .............................................................................................229 TABLA B-2 INTERCAMBIADORES DE CALOR. ............................................................................................229 TABLA B-3. BOMBAS ..............................................................................................................................230 TABLA B-4. COLUMNAS PLATOS..............................................................................................................231 TABLA B-5. ACUMULADORES ..................................................................................................................231 TABLA B-6. ACUMULADORES DE COQUE..................................................................................................231 TABLA B-7. COMPRESOR DE 2 ETAPAS ....................................................................................................232 TABLA B-8. HORNO COKER .....................................................................................................................232 TABLA B-9 AERO REFRIGERANTES ..........................................................................................................232 TABLA B-10. INTERCAMBIADORES DE CALOR...........................................................................................233 TABLA B-11. BOMBAS ............................................................................................................................234 TABLA B-12.COLUMNAS DE PLATOS .......................................................................................................235 TABLA B-13. ACUMULADORES ................................................................................................................235 TABLA B-14. ACUMULADORES DE COQUE................................................................................................235 TABLA B-15. COMPRESOR DE 2 ETAPAS..................................................................................................236 TABLA B-16. HORNO DE COKER ..............................................................................................................236 TABLA C-17: VALORES APROXIMADOS DE LOS COEFICIENTES TOTALES DE DISEÑO ....................................240 TABLA C-18: DISPOSICIÓN DE LOS ESPEJOS DE TUBOS . ARREGLO EN CUADRO. ........................................240 TABLA C-19: DATOS DE TUBO PARA INTERCAMBIADORES DE CALOR .........................................................241 TABLA C-20: VISCOSIDADES DE GASES ...................................................................................................241 TABLA C-21: CONDUCTIVIDADES TÉRMICAS DE GASES Y VAPORES ...........................................................242


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Índice

ÍNDICE DE GRÁFICOS Y FIGURAS GRÁFICO 2-1: CONSUMO MUNDIAL DE ENERGÍA POR TIPO DE FUENTE . .........................................................14 GRÁFICO 2-2: CONSUMO ENERGÍA EN CHILE SEGÚN TIPO DE FUENTE ..........................................................15 GRÁFICO 2-3: PRODUCCIÓN, CONSUMO Y CAPACIDAD DE REFINACIÓN NORTEAMÉRICA ..............................16 GRÁFICO 2-4: PRODUCCIÓN, CONSUMO Y CAPACIDAD DE REFINACIÓN SUR Y CENTRO AMÉRICA.................16 GRÁFICO 2-5: PRODUCCIÓN, CONSUMO Y CAPACIDAD DE REFINACIÓN EUROPA .........................................17 GRÁFICO 2-6: PRODUCCIÓN, CONSUMO Y CAPACIDAD DE REFINACIÓN MEDIO ORIENTE ..............................17 GRÁFICO 2-7: PRODUCCIÓN, CONSUMO Y CAPACIDAD DE REFINACIÓN AFRICA ...........................................17 GRÁFICO 2-8: PRODUCCIÓN, CONSUMO Y CAPACIDAD DE REFINACIÓN TODO EL MUNDO.............................18 GRÁFICO 2-9: CONSUMO SEGÚN PRODUCTOS EN EL MUNDO .......................................................................19 GRÁFICO 2-10: CONSUMO SEGÚN PRODUCTOS EN CENTRO Y SUDAMERICA .................................................19 GRÁFICO 2-11: MERCADO NACIONAL Y PARTICIPACIÓN DE ENAP..............................................................19 GRÁFICO 2-12: PORCENTAJES DE COMPRAS SEGÚN ºAPI ..........................................................................24 GRÁFICO 2-13: PORCENTAJES DE COMPRAS SEGÚN ºAPI ..........................................................................25 GRÁFICO 2-14: VARIACIÓN DE PRECIOS SEGÚN ºAPI..................................................................................25 GRÁFICO 2-15: AHORRO DE ºAPI POR BARRIL............................................................................................26 GRÁFICO 2-16: FONDO DE UNA TORRE SEGÚN DIFERENCIAS DE º API. .........................................................27 GRÁFICO 2-17: VARIACIÓN EN EL PRECIO DEL CRUDO .................................................................................27 FIGURA 3-18: PLANTA UNIDAD REDUCTORA DE VISCOSIDAD ......................................................................29 FIGURA 3-19: GASES Y GASOLINA.............................................................................................................31 FIGURA 3- 20: GAS OIL LIGERO VISCOREDUCTORA.....................................................................................32 FIGURA 3-21: GAS OIL PESADO ATMOSFÉRICO. .........................................................................................33 FIGURA 3-22: TOPE DE VACÍO. ..................................................................................................................35 FIGURA 3-23: GAS OIL LIVIANO DE VACÍO . ..................................................................................................36 FIGURA 3-24: GAS OIL PESADO DE VACÍO ...................................................................................................37 FIGURA 3-25: PLANTA DE HIDROCRACKING................................................................................................39 FIGURA 3-26: ALIMENTACIÓN A HIDROCRACKING .......................................................................................40 FIGURA 3-27: ALIMENTACIÓN A HORNO Y REACTORES. ..............................................................................41 FIGURA 3-28: SEPARACIÓN Y GAS DE RECICLO ...........................................................................................42 FIGURA 3-29: STRIPPER DE GASOLINA. .....................................................................................................44 FIGURA 3-30: FONDO STRIPPER DE PURGA.................................................................................................45 FIGURA 3-31: CRACKING CATALÍICO..........................................................................................................46 FIGURA 3-32: ALIMENTACIÓN Y PRECALENTAMIENTO. ................................................................................47 FIGURA 3-33: ZONA DE REACCIÓN .............................................................................................................49 FIGURA 3-34: FRACCIONAMIENTO..............................................................................................................50 FIGURA 3-35: PLANTA COKER ...................................................................................................................52 FIGURA 3-36: ALIMENTACIÓN A LA UNIDAD DE COKER ................................................................................53 FIGURA 3-37: COQUE DRUM. ....................................................................................................................54 FIGURA 3-38: TOPE FRACCIONADORA .......................................................................................................56


8

Índice

FIGURA 5-39: INTERCAMBIADOR C-3006 ...................................................................................................68 FIGURA 5-40: INTERCAMBIADOR C-3009 ...................................................................................................69 FIGURA 5-41: ABSORBEDOR E-3051 .........................................................................................................71 FIGURA 5-42: STRIPPER E-3002 ...............................................................................................................76 FIGURA 5-43: DEBUTANIZADORA TORRE E-3053. ......................................................................................79 FIGURA 6-44: ACUMULADOR DE CARGA .....................................................................................................88 FIGURA 6-45: TREN DE PRECALENTAMIENTO .............................................................................................90 FIGURA 6-46: STRIPPER ............................................................................................................................93 FIGURA 6-47: ABSORBEDOR E-3051 .........................................................................................................95 FIGURA 6-48: DEBUTANIZADORA TORRE E-3053. ......................................................................................98 FIGURA 7-49: CONTROL DE CARGA UNIDAD.............................................................................................106 FIGURA 7-50: CONTROL CARGA AL HORNO .............................................................................................107 FIGURA 7-51: CONTROL DE TOPE FRACCIONADORA ..................................................................................109 FIGURA 7-52: CONTROL STRIPPER, REFLUJO INTERMEDIO, REBOILER DEBUTANIZADORA. ..........................111 GRÁFICO 8-53: ANÁLISIS CAPITAL PROPIO ..............................................................................................125 GRÁFICO 8-54: ANÁLISIS DE SENSIBILIDAD A LA VARIACIÓN º API.............................................................126 GRÁFICO 8-55: ANÁLISIS DE SENSIBILIDAD A US$/°API ...........................................................................128 GRÁFICA 3.56 ANÁLISIS DE ESFUERZOS EQUIPO OPERATIVO....................................................................166 FIGURA A-57. ABSORBEDOR ...................................................................................................................183 FIGURA A-58. STRIPPER..........................................................................................................................190 FIGURA A-59: ESQUEMA DE BOMBAS ......................................................................................................196 FIGURA A-60: HORNO DE COKER ............................................................................................................200 GRÁFICO C -61: FACTORES DE CORRECCIÓN LMTD PARA INTERCAMBIADORES 1-2 O MÁS ......................238 GRÁFICO C-62: FACTORES DE CORRECCIÓN LMTD PARA INTERCAMBIADORES 2-4 O MÁS ........................238 GRÁFICO C-63: FACTORES DE FRICCIÓN PARA LADO TUBO. .....................................................................239 GRÁFICO C-64: FACTORES DE FRICCIÓN LADO CORAZA............................................................................239 GRÁFICO C-65: PÉRDIDA DE PRESIÓN POR RETORNO, LADO TUBO. ...........................................................240 GRÁFICO C-66: VISCOSIDADES DE GASES ................................................................................................241 GRÁFICO C-67: TRANSFERENCIA DE CALOR Y CAÍDA DE PRESIÓN EN ALETAS TRANSVERSALES / (A) JAMESON (B) GUNTER AND SHAW ...................................................................................................................242 GRÁFICO C-68: EFICIENCIA DE ALETA......................................................................................................243


9

Capítulo 1

Introducción

CAPITULO 1

INTRODUCCIÓN


10

Capítulo 1

1

Introducción

INTRODUCCIÓN. En los últimos tiempos, por diversos motivos, se ha ido incrementando el valor de los

crudos, llegando en muchos casos a valores tan altos, que han provocado anticipadamente el cierre temporal o definitivo de muchas refinerías en el mundo, en otros casos ha sido necesario fusiones entre empresas, de tal manera de seguir funcionando, como una empresa de mayor envergadura que entregue confianza a los grandes inversionistas. Otro motivo es la disminución de la producción de yacimientos de crudos livianos (mayor ºAPI) y el encarecimiento de este. La mayor disponibilidad de crudos pesados con alto contenido de fondo y compuestos azufrados, así como la demanda de combustibles más limpios, ha traído consigo el desarrollo de nuevas tecnologías, capaces de procesar productos pesados de bajo valor comercial y obtener tanto materias primas, para otras plantas, como combustibles terminados requeridos por el mercado. Para las refinerías, en la actualidad, es muy beneficioso el poder contar con esta tecnología, pues les permite acceder a otras canastas de crudos más baratos y lograr de esta manera competir en un mercado cada vez más exigente. Se estima que la diferencia en dólares por grado API de crudo es de aproximadamente 0,76 dólares por barril, lo que constituye una cifra muy significativa considerando los elevados volúmenes de crudo procesado. Esta tecnología esta presente en muchos procesos utilizados hoy en día. Los procesos que veremos en forma más detallada, son: •

Hidrocracking.

•

Cracking catalítico.

•

Visbreaking.

•

Coker.

Todas éstas son alternativas que en la actualidad, permiten de una u otra forma mitigar el déficit de crudos livianos, accediendo a la compra y poder procesar crudos de menor grado


11

Capítulo 1

Introducción

API, obedeciendo, a la vez, a la necesidad, principalmente de los países que no poseen este recurso energético. Una de las plantas de proceso que ha contribuido mayoritariamente al éxito de las empresas del rubro petrolero, es la planta de Coker. La que gracias a su grado de conversión a productos más livianos, tanto terminados como materias primas ha permitido un desarrollo sostenido en muchas refinerías en el mundo. Por este motivo es que se estudia en forma detallada una planta Coker, tanto desde el punto de vista de proceso, como de diseño de los equipos más representativos. Se verá los beneficios que trae implementar una planta de Coker, no sólo desde el punto de vista del ahorro de dinero al momento de la compra de crudos más pesados, sino también de la producción de materias primas para otras plantas de proceso, lo que hace muy rentable esta inversión.


12

Capítulo 1

Introducción

CAPITULO 2

ASPECTOS GENERALES DEL CRUDO


13

Capítulo 2

2 2.1

Aspectos Generales del Crudo

ASPECTOS GENERALES DEL CRUDO Y OTRAS FUENTES ENERGÉTICAS.

Importancia relativa del petróleo Al introducirnos en el desarrollo del procesamiento de hidrocarburos, es necesario

tomar en cuenta la importancia relativa del petróleo como compuesto energético a nivel mundial y su proyección en el tiempo, pues esto nos permite darnos cuenta qué tan riesgoso sería hacer una inversión en este ámbito. Como se puede observar en la gráfica tomada de Energy Information Administration USA, el consumo de energía en base al petróleo disminuirá tenuemente, estimándose que para

el año

2025,

la importancia de este

combustible será relativamente estable alrededor del 34%.

Petróleo Carbón Nuclear

Consumo mundial de Energía por tipo de fuente

Gas Natural Renovables

50% 45% 40% 35% 30% 25% 20% 15% 10% 5% 0% 1980

1985

1990

1995

2000

2005

2010

2015

2020

2025

Gráfico 2-1: Consumo mundial de energía por tipo de fuente.

También es importante mencionar que el carbón mantendrá un aumento moderado de consumo llegando al 27% aproximadamente. Lo que es bueno desde el punto de vista de ventas de los productos de residuo de la planta Coker. Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

14

Capítulo 2


Ahora, podemos analizar una gráfica del consumo de energía en Chile, tomando en cuenta las mismas fuentes de energía, excepto, por supuesto la nuclear. Aquí podemos apreciar, que el gas natural ha tenido un notorio aumento sostenido en la última década; que el carbón ha disminuido considerablemente, limitándose el consumo a las plantas cogeneradoras y calderas en general. El petróleo tendió a la baja, con la entrada masiva del gas natural, pero se estima que se mantendrá relativamente constante e inclusive aumente su consumo hacia el año 2010. Esto último gracias a las nuevas tecnologías, que permiten desarrollar combustibles de alta calidad. Con respecto al gas natural este seguirá aumentando su consumo.

Gráfico 2-2: Consumo Energía en Chile según tipo de fuente

No podemos sólo analizar el consumo del crudo a nivel mundial o regional sin referirnos a la producción y capacidad de refinación existente tanto en el mundo como en las regiones.

2.1.1

Consumo, producción y capacidad de refinación del crudo. El mercado energético experimenta variaciones, así como la forma de administrarla. En

los siguientes gráficos estadísticos podremos darnos cuenta que la capacidad de refinación va


15

Capítulo 2


de la mano con el consumo y el consumo con la extracción (producción de crudo). Todos estos notoriamente crecientes en las distintas regiones.

NORTE AMERICA

30000

S E L I 25000 R R20000 A B E 15000 B S 10000 E L 5000 L I M 0

PRODUCCION CONSUMO CAPACIDAD DE REFINACION

1960 1970 1980 1990

2000

2010

AÑO

Gráfico 2-3: Producción, Consumo y Capacidad de Refinación Norteamérica

PRODUCCION

SUR Y CENTRO AMERICA 8000 7000 6000 D 5000 P B 4000 L I 3000 M 2000 1000 0 1960

CONSUMO CAPACIDAD DE REFINACION

1970

1980

1990

2000

2010

AÑO

Gráfico 2-4: Producción, Consumo y Capacidad de Refinación Sur y Centro A mérica


16

Capítulo 2


PRODUCCION

EUROPA

CONSUMO

40000 35000 30000 D 25000 P B 20000 L I 15000 M 10000 5000 0 1960

CAPACIDAD DE REFINACION

1970

1980

1990

2000

2010

AÑO

Gráfico 2-5: Producción, Consumo y Capacidad de Refinación Europa

PRODUCCION

MEDIO ORIENTE

CONSUMO 30000

CAPACIDAD D E REFINACION

25000 D 20000 P B 15000 L I M 10000

5000 0 1960

1970

1980

1990

2000

2010

AÑO

Gráfico 2-6: Producción, Consumo y Capacidad de Refinación Medio Oriente

AFRICA

PRODUCCION

CONSUMO

10000 9000 8000 7000 D P 6000 B 5000 L I 4000 M 3000 2000 1000 0 1960

CAPACIDAD DE REFINACION

1970

1980

1990

2000

2010

AÑO

Gráfico 2-7: Producción, Consumo y Capacidad de Refinación Africa


17

Capítulo 2


Si observamos el comportamiento en el mundo, podemos concluir que la producción se regulariza de tal forma que en el mundo no exista déficit de combustibles, y que las demandas son absorbidas mayormente por las regiones de África y Medio Oriente. TODO EL MUNDO 90000 80000 70000 D60000 P 50000 B L I 40000 M30000 20000 10000 0 1960

PRODUCCION CONSUMO CAPACIDAD DE REFINACION

1970

1980

1990

2000

2010

AÑO

Gráfico 2-8: Producción, Consumo y Capacidad de Refinación Todo el Mundo

Ahora es interesante saber cómo estamos posicionados con respecto a los demás países de la región, en lo relacionado sólo al consumo, pues nuestra producción es aproximadamente el 5% del consumo nacional. Chile es el cuarto país en consumo de este recurso en la región, después de Brasil, Venezuela y Argentina con 232000 BPD (año 2004).

2.1.2 Tendencias de los consumos mundiales, regionales y nacionales de productos. En las siguientes gráficas se pueden observar las preferencias en consumos a nivel mundial, regional y nacional.


18

Capítulo 2


CONSUMO SEGUN PRODUCTOS EN EL MUNDO 30000 25000

Gasolina

D 20000 P B 15000 L I M10000

Diesel Fuel Oil Otros

5000 0 1992

1994

1996

1998

2000

2002

2004

AÑO

Gráfico 2-9: Consumo según productos en el mundo

CONSUMO SEGUN PRODUCTOS EN CENTRO Y SUDAMERICA 2000 1500

D P B 1000 L I M

Gasolina Diesel Fuel Oil Otros

500

0 1992

1994

1996

1998

2000

2002

2004

AÑOS

Gráfico 2-10: Consumo según productos en centro y sudamerica

MERCADO NACIONAL Y PARTICIPACIÓN DE ENAP 7000000 gasolina

6000000

3 m5000000 O M4000000 U S 3000000 N O2000000 C

diesel fuel oil gasol enap diesel enap fuel enap

1000000 0 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007

PERIODO

Gráfico 2-11: Mercado Nacional y Participación de ENAP


19

Capítulo 2

.


Observando las tendencias de los dos primeros gráficos, podemos notar que el

consumo de fuel oil se presenta claramente decreciente, por lo tanto, no es atractivo en este momento aumentar su producción, lo que si es atractivo es la mayor producción de diesel. Esto es paralelo a las normativas ambientales a nivel mundial, como la disminución de producción de CO2 (efecto invernadero). A nivel nacional, las tendencias se mueven distintas a nivel mundial, puesto que variarán conjuntamente con las estaciones del año, pero es claro que en todos los productos más livianos que el fuel oil, existe un diferencial, indicando con ello, que aún ENAP puede superar su participación en el mercado.

2.2

Manejo de Crudo

2.2.1 Crudos marcadores. El petróleo no es una mercancía homogénea. Existen diversos tipos de crudo que se diferencian, principalmente, por su densidad (grado API) y su contenido de azufre. Mientras más ligero (mayor grado API), es mayor la proporción de combustibles ligeros, de mayor valor, que puede obtenerse mediante procesos simples de destilación. Mientras más pesado (menor grado API), es menor la proporción de hidrocarburos volátiles (de 5 a 10 átomos de carbono) y mayor los requerimientos de procesos adicionales para obtener combustibles ligeros. El contenido de azufre igualmente impacta en la complejidad del proceso de refinación y en la calidad de los productos obtenidos. Actualmente, a pesar de la variedad de crudos que se ofrecen en el mercado, solamente algunos de ellos sirven de referencia para la fijación de precios, ya sea sobre la base de diferenciales respecto a un crudo específico o mediante fórmulas que integran una canasta de crudos. En general, se observa una gran correlación, aunque no perfecta, entre los precios de los diversos tipos de petróleo, lo que refleja una alta elasticidad de sustitución pero también la posible influencia de factores específicos como condiciones locales, costos de transporte o de demanda relativa. De esta manera, en la práctica, las cotizaciones de los marcadores se utilizan como una especie de unidad de cuenta para los demás tipos de crudo en las negociaciones


20

Capítulo 2


internacionales. Los crudos que sirven como marcadores en las condiciones actuales del mercado son el West Texas Intermediate (WTI), el Brent y el Dubai, principalmente. Alrededor de ellos se ha gestado una infraestructura de transporte, almacenamiento y servicios, así como facilidades de información, regulaciones y modalidades de contratos, que permiten que el comercio se realice con eficiencia y certidumbre. Además, estos crudos se negocian bajo modalidades de entrega física (spot), contratos adelantados, futuros y otros derivados, que facilitan la administración de riesgos. La importancia del WTI y del Brent como marcadores no radica en el volumen físico de su producción ni de su comercio, los cuales son un tanto marginales respecto del total mundial, sino en que el mercado les ha asignado una función de referente de valor para las negociaciones del resto de los tipos de crudo, ya que además de las condiciones ya descritas, el WTI y el Brent reúnen requisitos de calidad tanto en grados API como de contenido de azufre. El volumen de barriles que se negocian diariamente en los mercados de futuros o a través de contratos adelantados para el WTI y Brent supera la producción mundial diaria de petróleo. Cabe hacer notar que el WTI no se comercializa en los mercados internacionales, sino solamente en el mercado de Estados Unidos, representando el precio de referencia para el voluminoso comercio de petróleo al interior de la economía estadounidense, dada su condición de gran país consumidor. El Brent, por su parte, sí se llega a negociar y desplazar en las principales plazas petroleras del mundo. Por sistema Brent se conoce a un conjunto de 19 campos de explotación petrolera, de los cuales se extrae crudo que es enviado vía oleoductos hacia la terminal de Sullom Voe, ubicada en las islas Shetland. El mercado spot WTI se fragmenta, en la práctica, en dos mercados: un centro de actividad se encuentra en la localidad de Cushing, Oklahoma, donde se negocian y se cruzan contratos de entrega inmediata con otro tipo forward, e incluso con contratos de futuros. En esa localidad se encuentra una importante infraestructura de oleoductos y de servicios relacionados con el transporte de productos petrolíferos. Vale decir que Cushing aparece como el lugar donde se realiza la eventual entrega física comprometida en los contratos de futuros. El otro centro de actividad importante se encuentra en Midland, Texas, desde donde pueden hacerse embarques de petróleo tanto hacia Cushing como a la costa del Golfo de


21

Capítulo 2


México, donde se hallan varios puertos que son puntos de embarque establecidos en los contratos de entrega inmediata. Los precios WTI spot se cotizan en ambos centros, y cuando las diferencias en las cotizaciones muestran una desviación igual o superior a 25 centavos de dólar, la brecha es cubierta mediante negociaciones sobre premios y descuentos de acuerdo a las necesidades de los compradores y vendedores. En este caso cobra importancia en el marco de las negociaciones el punto de destino del crudo, por lo que los costos de embarque y de transporte tienen una especial relevancia.

2.2.2 Determinación de precios Como ya se ha mencionado, la importancia de crudos como el WTI, Brent y Dubai cuyos precios se determinan en mercados abiertos, se ha visto incrementada en su función de marcadores de referencia para la fijación de los distintos tipos de crudo que se ofrecen en el mercado. Práctica que coexiste con arreglos de tipo monopólico como la OPEP, la cual controla más del 50% de las exportaciones de petróleo. Si el precio se determinara en mercados competitivos, éste sería el resultado de la interacción de la oferta y la demanda, reflejando costos de producción más un margen de ganancia normal. Si el precio se determinara en un mercado de tipo monopólico, el productor fijaría el precio que, de acuerdo a las condiciones de demanda, maximizaría sus ganancias. En el caso de un mercado competitivo donde el precio se determina por la interacción de oferta y demanda. La oferta de mercado resulta de sumar los costos marginales (incremento en costos por unidad adicional de producción) de todos los productores. En el caso de monopolio, donde un único productor enfrenta la demanda de mercado, el monopolista determinará su nivel de producción donde el ingreso adicional por unidad vendida, es igual al costo adicional de producir dicha unidad. El precio se fijará de acuerdo a lo que los consumidores están dispuestos a pagar por la cantidad que maximiza los ingresos del monopolista. En el caso del mercado petrolero, una interpretación simple de la determinación de precios sugiere la combinación de las características de un mercado de competencia (los mercados para crudos como el WTI, Brent, Dubai) con las de un monopolio (la OPEP). En este caso podemos definir la demanda por crudo OPEP como la diferencia, a diferentes Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

22

Capítulo 2


precios, de la demanda total por petróleo y la oferta de los productores no miembros del cártel. De esta forma, el poder monopólico de la OPEP estaría influenciado no sólo por las condiciones de demanda (elasticidades, por ejemplo) sino también por las capacidades y costos de los productores no-OPEP.

2.2.3 Compra de crudos. Muchos países en el mundo tienen capacidad de refinación, pero no producción de crudo, motivo por el cual se ven en la necesidad de comprar esta materia prima para su posterior proceso de refinación. Este es el caso de Chile. El departamento de programación de la producción hace llegar sus necesidades al departamento de comercialización que es el encargado tanto de vender los productos terminados como adquirir las materias primas y productos terminados cuando se requiera. Una vez conocida la necesidad se llama a licitación a los distintos proveedores normalmente conocidos y que dan confianza a la empresa. A estos se les hace llegar las composiciones necesarias según el ASSAY de crudos y se les da una fecha de negociación. Los traders o negociantes no necesariamente son representantes de países productores. En muchos casos sólo son intermediarios. Normalmente en la compra se requiere un crudo base que es el que cumple con el requerimiento según diseño de la planta, luego se consideran otros dependiendo del RPMS que un modelo para sistemas de refinación petroquímica, en este modelo se consideran los ASSAY de cada crudo, ajustando la mezcla a lo requerido según el tipo de columna de destilación. Los requerimientos más importantes son: la curva de destilación (con esto se determina el rendimiento en la columna), el ºAPI, el % de azufre, entre otros. Esta compra se debe de realizar con a lo menos un mes de anticipación, ya que muchas veces ocurren imprevistos que requieren tiempo de solución.

2.3

Comportamiento de Crudo

2.3.1 Variación en la compra de crudo según ºAPI En los últimos años se ha experimentado un cambio notable en la gravedad específica de los crudos procesados. Esto se debe a dos razones, una es el agotamiento paulatino de las Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

23

Capítulo 2


reservas de los crudos livianos y el otro es el costo de estos, debido al hecho de que los crudos livianos normalmente requieren menos procesos para su fraccionamiento. Lo anterior se puede ver en la siguiente tendencia obtenida de datos de Energy Information Administration USA, 2005

% COMPRAS SEGUN ºAPI 40 35 O30 D A25 R P20 M O15 C %10 5

20,0ºAPI o menos 20,1ºAPI a 30,0ºAPI 30,1ºAPI a 35,0ºAPI 35,1ºAPI a 40,0ºAPI 40,1ºAPI a 45,0ºAPI 45,1ºAPI o mas

0 1999

2001

2003

2005

2007

AÑO Gráfico 2-12: Porcentajes de Compras según ºAPI

2.3.2 Variaciones en los precios de los crudos según calidad La variación en los precios de los crudos no es una casualidad, esto se debe a la calidad de éstos, medida principalmente en los ºAPI, lo que significa qué tan liviano o pesado podría ser al momento de destilarse y el contenido de azufre que éste posea. De esto depende que tantos procesos hayan de requerir una refinería para obtener productos en las especificaciones que el mercado requiere. La siguiente gráfica muestra la relación que existe entre el ºAPI y la cantidad de azufre que posee el crudo, aun cuando existen crudos pesados dulces, pero son excepciones (Ecalante 23.79ºAPI y 0.17 % S).


24

Capítulo 2


Gráfico 2-13: Porcentajes de Compras según ºAPI

Se muestra a continuación el gráfico de tendencias de precios en dólares por barril de crudo WTI según rango de ºAPI. VARIACION DE PRECIOS SEGUN ºAPI 20.0º o menos 20,1º a 25,0º

70

25,1º a 30,0º

60

35,1º a 40,0º

50

40,1º a 45,0º

L B 40 P $ S 30 U

45,1º o más

20 10 0 1999

2000

2001

2002

2003

2004

2005

2006

AÑO

Gráfico 2-14: Variación de Precios según ºAPI

Esta diferencia en los precios se ha ido haciendo más grande en el tiempo y es lo que prima al hacer inversiones en plantas de proceso de hidrocarburos más pesados, pues los volúmenes procesados, alrededor de 234.000 barriles de crudo por día en Chile hacen interesante la inversión. Sólo en Enap Refinerías Aconcagua se procesan 110.000 Bpd. Tomando en cuenta las compras de crudo de los últimos meses, podemos notar en la siguiente tendencia entre agosto del 2005 y septiembre del 2006 la diferencia es de US$ 0,76


25

Capítulo 2


por cada ºAPI, como promedio lo que significa que existe una gran economía, sólo por la adquisición de crudo.

US$/ °Api

AHORRO EN USDOLAR/BBL

1 0,9 0,8 0,7 0,6

USD/Bbl

0,5

Promedio

0,4 0,3 may-05

sep-05

dic-05

mar-06

jul-06

oct-06

PERIODO

Gráfico 2-15: Ahorro de ºAPI por barril.

Si consideramos que el ºAPI del crudo comprado actualmente en ENAP tiene alrededor de 31 ºAPI y contáramos con las instalaciones necesarias para procesar crudos de hasta 26 ºAPI estaríamos ahorrando, considerando la media en US$/ºAPI; US$ 81.400 por día por la sola compra de crudo; sin tomar en cuenta la variabilidad en productos obtenidos. Existen algunas plantas que procesan hidrocarburos pesados, pero en el momento de seleccionar una alternativa, es adecuado revisar como se comportan y como es su proceso, además de observar la tendencia de consumo de los combustibles. Tendremos que considerar además, que el procesar crudos pesados hará variar el perfil volumétrico de la torre de fraccionamiento atmosférico de Topping.


26

Capítulo 2


2.3.3 Variación de una torre de destilación según variación de ºAPI de la alimentación. A continuación se presenta el comportamiento de la extracción de fondo de una columna de destilación atmosférica con respecto de la variación en ºAPI del crudo como la carga a la unidad.

PORCENTAJE DE FONDO DE UNA COLUMNA SEGUN ºAPI DE ALIMENTACIÓN 60,00

O50,00 D N O F %40,00

30,00 27

28

29

30

31

32

33

34

ºAPI Gráfico 2-16: Fondo de una Torre según diferencias de ºAPI.

El siguiente gráfico muestra la variación del precio del crudo marcador WTI en los últimos seis años. Lo que justifica los precios de los productos terminados. VARIACION EN EL PRECIO DEL CRUDO 80 70 l 60 b B50 / $ S U40 o i c 30 e r P

precio US$/BBL

20 10 0 Jul-98

Dic-99

Abr-01

Sep-02

Ene-04

May-05

Oct-06

Feb-08

Periodo

Gráfico 2-17: Variación en el precio del crudo Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

27

Capítulo 2


CAPITULO 3

SELECCIÓN DEL PROCESO


28

Capítulo 3

3

Selección del Proceso

SELECCIÓN DEL PROCESO.

A continuación se describirán 4 plantas de proceso para hidrocarburos pesados, de las cuales se elegirá la de mayor rendimiento. Plantas Que Procesan Hidrocarburos Pesados

3.1

Unidad Reductora de viscosidad. (Viscoreductora)

Figura 3-18: Planta Unidad Reductora de Viscosidad


29

Capítulo 3


3.1.1 Alimentación a la Unidad

La alimentación (pitch) llega a la planta proveniente de las unidades de vacío de las plantas de fraccionamiento primario. Esta alimentación ingresa al acumulador de carga a 280 ºC, el cual es mantenido a una presión de 1,4 kg/cm2 interconectada con la torre atmosférica, de donde es tomada por las bombas de alimentación a la unidad, las que levantan una presión de 40 kg/cm2 para enviar el pitch al precalentamiento donde intercambia calor con el producto de fondo de la unidad a vacío, alcanzando una temperatura de 303ºC; posterior al precalentamiento, pasa por una válvula de expansión donde baja su presión a 17 kg/cm2, con el fin de gasificar parte de la carga a la entrada del horno, zona HEATER, en donde se adiciona vapor de 600# recalentado, con el propósito de elevar la velocidad de la mezcla de hidrocarburos y controlar de esta manera la severidad de la reacción de cracking térmico. En esta zona los hidrocarburos elevan su temperatura hasta aproximadamente 425 ºC sin reaccionar, hasta entrar a la zona SOAKER, donde por medio del control de temperatura (perfil de temperatura) del horno se obtiene la reacción deseada. También a la entrada de esta zona se adiciona vapor de 600#, con el mismo propósito anterior, pero en esta zona se alcanza la temperatura de cracking, que es alrededor de 465ºC. No es deseado que el cracking se realice en los tubos del horno aún cuando el horno esté diseñado para realizar decoquizado al término de cada corrida, pues este será uno de los mayores causales de detención de la unidad, y se nota cuando la temperatura de metales de los coils del horno es alta y no es posible llegar a la temperatura de reacción deseada. Los vapores de hidrocarburos a la salida del horno reaccionan formando compuestos olefínicos principalmente y carbón el que es necesario controlar, ya que las olefinas son muy inestables, por lo tanto es necesario apagar o cortar la reacción, y esto se logra inyectando en la línea de transferencia una corriente de quench, que es normalmente un gas oil relativamente frío 260ºC. Una vez apagada la reacción la mezcla de vapores y líquidos entran a la torre atmosférica donde se fraccionan para obtener: Gases, Gasolina, Gas Oil ligero (GOL), Gas oil pesado atmosférico (GOP), y fondo.


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Capítulo 3


3.1.2 Torre Destilación Atmosférica. 3.1.2.1 Sistema de Tope

Figura 3-19: Gases y Gasolina

Los vapores salen por el tope de la columna de destilación atmosférica a aproximadamente 165ºC y son enfriados en el condensador de tope y enviados al acumulador de tope, también conocido como tambor de reflujo. En este acumulador tenemos tres corrientes. La inferior es el agua que se retira de la columna y es producto de los vapores tanto de dispersión en el horno como los de stripping, (tanto en el fondo de la columna como en los stripper de GOL y GOP), usados para despojar de livianos estas corrientes. Esta agua es enviada a las plantas de tratamiento de agua para retirar los hidrocarburos y otros contaminantes como sulfhídrico, mercaptanos. Los hidrocarburos son retirados por la zona media del acumulador y una parte es enviada como reflujo de tope y la otra es enviada a recontacto con los gases del mismo acumulador con el fin de recuperar al máximo la corriente


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Capítulo 3


de los efluentes. Los gases de este acumulador son retirados por el tope y son succionados por el compresor que tiene como fin elevar la presión del sistema para enviar los gases al sistema de recuperación de livianos, previo paso por el recontacto de éstos con la gasolina y enfriado final. También con el compresor se controla la presión de la columna, pero si éste no está funcionando los gases son evacuados al sistema de antorcha de refinería por una válvula controladora de presión de rango dividido. Los gases y gasolina, como se mencionó anteriormente, entran en recontacto para luego enfriarse y llegar al tambor de recontacto de donde por fondo se retira agua que es enviada a tratamiento, gasolina por la zona media que es enviada a las planta para su endulzamiento (retiro de la parte ácida de esta). Y los gases que son enviados a la planta de tratamiento de livianos con el propósito de retirar todo el LPG y endulzar el gas para ser usado como combustible interno de refinería.

3.1.2.2 Extracciones Laterales 3.1.2.2.1 Gas Oil ligero (GOL)

Figura 3- 20: Gas oil ligero Viscoreductora

El gas oil ligero de visbreaking no posee reflujo, pues la temperatura del plato 230ºC es regulada en gran parte por reflujo de tope, por lo tanto esta extracción no es importante en volumen, pero sí regulariza el reflujo interno bajo el colector. La corriente extraída de la columna llega al stripper donde se inyecta vapor en el fondo con el fin de arrastrar en forma mecánica los componentes livianos que no corresponden al plato los que se retornan a la columna. Siendo este un ajuste fino, pues el mayor ajuste se realiza con la temperatura del plato de extracción o sea el reflujo de tope. Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

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Capítulo 3


Desde el fondo del stripper sale la corriente de GOL que, por medio de una bomba centrífuga, es enviada a un generador de vapor de 150# que se reutilizará en el proceso, posteriormente es enfriado y enviado a la unidad de cracking catalítico.

3.1.2.2.2 Gas oil Pesado (GOP) Atmosférico.

150#

200ºC

Vapor

LC

306ºC

stripper generador

GOP producto

359ºC

600#

402ºC

generador

TC

393ºC

Figura 3-21: Gas oil Pesado Atmosférico.

El GOP atmosférico es la corriente lateral más pesada de esta columna. La corriente se retira de la torre a aproximadamente 306ºC desde el plato de extracción, dividiéndose en dos corrientes, una que es enviada al stripper donde se inyecta vapor de 150# y de esta forma hacer un ajuste fino al destilado retirando los componentes más livianos de la extracción, que se retornan a la columna. Del stripper se extrae con una bomba centrífuga y luego es enviada a un generador de vapor de 150#, para, finalmente, enfriar el producto y enviarlo junto con otros gas oils a la unidad de cracking catalítico. La otra corriente es retirada aguas arriba de la válvula controladora de nivel, ésta es de mayor volumen y corresponde a la corriente de reflujo, es por ello que no se debe strippear, ya que podrían quedar trazas de humedad, producto del vapor y, posiblemente, causaría espumamiento en la corriente de reflujo, produciendo, además, cortes en la columna de destilación. A esta corriente se le retira el calor necesario, tanto en una caldereta que genera vapor de 600#, que se utilizará en el proceso, luego se enfría con agua de servicio y se regresa a la columna sobre el plato de extracción a una temperatura aproximada de 200ºC. Existe otro reflujo, que se denomina lavado caliente. Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

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Capítulo 3


Este normalmente se encuentra en todas las columnas de productos muy pesados, y tiene como propósito arrastrar en forma mecánica, las partículas que de alguna forma obstruirían las boquillas en la parte superior al fondo de la columna. Esta corriente no se enfría, sólo aumenta el reflujo interno de la torre de fraccionamiento. En este caso se mantiene una temperatura de 402ºC bajo este lavado.

3.1.2.3 Sistema de Fondo. La corriente de fondo de esta columna pasa por diferencia de presión directamente como alimentación de la torre de fraccionamiento al vacío, también teniendo la posibilidad de enviar la corriente a estanque de Fuel Oil, si es que fuese necesario sacar de servicio la unidad de vacío.

3.1.3 Torre de Fraccionamiento al vacío. La función de esta unidad, es lograr estrujar al máximo el producto de fondo de la unidad atmosférica sin tener que calentar la corriente en un horno, ya que esto produciría carbón. Esta columna posee todo un proceso para producir el vacío necesario, el cual es alrededor de 50 mmHg.


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Capítulo 3


3.1.3.1 Tope de vacío

Figura 3-22: Tope de Vacío.

Los vapores provenientes del tope de la columna de destilación al vacío son enfriados en el condensador de superficie, estos contienen vapores de hidrocarburos y vapor de agua utilizado en el fondo de la torre, estos al condensarse, disminuyen bruscamente el volumen generando la disminución de la presión. Los gases y vapores no condensados son retirados por un primer juego de eyectores enviando su descarga a otro condensador, donde nuevamente condensan los vapores y los no condensables son arrastrados desde la parte superior del condensador por un segundo juego de eyectores hacia un tercer condensador. Desde este último los gases son enviados normalmente a quemarse a un quemador especial a los hornos de proceso o a algún compresor para ser enviado a la unidad recuperadora de livianos. Los líquidos de los tres condensadores se retiran desde el fondo de estos y van a dar a un acumulador ubicado aproximadamente 10 metros por debajo de la salida, esto tiene como propósito mantener una columna de agua y, de esta manera, mantener el sello de agua. Estos líquidos traen tanto aguas ácidas como aceites. El acumulador de estos líquidos recibe el nombre de tambor de sello, en éste se mantiene un nivel mínimo de agua para evitar que las


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Capítulo 3


patas o lanzas se vacíen y se pierda el vacío en la columna de destilación. Este tambor consta de una cámara de aguas y una de aceites. Todos los líquidos caen en la cámara de agua y por densidad; los aceites se encuentran en la parte superior de donde por medio de un bafle caen a la otra cámara (la de aceites), de donde son retirados por una bomba centrífuga a una planta de tratamiento.

3.1.3.2 Extracciones Laterales de Vacío. 3.1.3.2.1 Gas oil liviano de vacío.

Figura 3-23: Gas oil liviano de vacío.

Esta es la extracción más liviana de la columna a vacío, la temperatura del plato de extracción es de 220 ºC y es retirada por medio de una bomba centrífuga desde donde se divide en dos corrientes, una de reflujo la cual es enfriada con un enfriador con aire y luego, mediante una válvula de control de flujo en cascada con el control de temperatura (TC) del plato, controlan el flujo de la corriente de reflujo sobre el plato de extracción, de tal manera de hacer estable la composición del producto. La otra corriente es la extracción de producto a TK o cracking catalítico, la cual es enfriada y controlada por una válvula controladora de flujo que está en cascada con el controlador de nivel del plato de extracción.


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Capítulo 3


3.1.3.2.2 Gas oil Pesado de vacío.

Figura 3-24: Gas oil pesado de vacío.

Esta corriente es la última extracción de la torre de vacío la temperatura del plato es de aproximadamente 260ºC lo que indica claramente que es un producto más pesado. Considerando que se encuentra destilado al vacío (C23H48 Tricosano Tª 272ºC a 60 mmHg). Esta corriente es tomada por una bomba centrífuga y separada en tres corrientes. Una de extracción en la cual se controla el nivel del colector, la segunda es de reflujo en la cual se controla la temperatura del plato y la tercera y última es una corriente de lavado de fondo que tiene como propósito arrastrar en forma mecánica las partículas sólidas que pudiesen llegar a subir por la columna y ensuciar la parte superior de la columna y disminuir el tiempo de corrida de la unidad, esta puede ser controlada por un TC o simplemente por flujo requerido (FC).

3.1.3.3 Fondo de vacío (TAR). La extracción de residuo de la columna de vacío se encuentra a aproximadamente 395ºC y es extraída por las bombas de fondo, siendo enviada primero a precalentar la alimentación a la planta para luego producir vapor de 600# en un generador, el flujo de fondo es controlado por una válvula controladora de flujo en cascada con el LC de fondo de la columna, finalmente es enfriado por medio de un par de enfriadores por aire y posteriormente se le adiciona un producto más liviano para alcanzar la densidad deseada, dependiendo el Fuel Oil requerido.


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Capítulo 3


Tabla 3-1: Rendimientos Visco reductora

Descripción del flujo

Flujo en m3

Carga de pitch

1580 más error

Quench

334

Porcentaje en volumen

Productos Gases

47

2.45

Gasolina

117

6.11

Gas oil total

270

14.11

Tar a fuel oil

1480

77.33

conversión

22.67

La planta tiene baja conversión a productos no residuales lo que no es beneficioso a la hora de obtener, materias primas para otras plantas. Principalmente se estruja algo la alimentación para conseguir algo de gas oil y el residuo se destina normalmente a fuel oil.


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Capítulo 3


Figura 3-26: Alimentación a Hidrocracking

3.2.1 Alimentación a la unidad de Hidrocracking La alimentación (Gas Oil) llega a la planta proveniente desde las unidades de topping y vacío. En esta planta no se recibe alimentación de gas oil de otras unidades, como por ejemplo Visbreacking ya que estas alimentaciones poseen partículas que provocarían problemas en filtros y catalizadores. La alimentación es tomada por las bombas de carga y enviada a un sistema de microfiltros que tienen como propósito retener micro partículas que pudiesen causar daño o inhibir las reacciones tanto de desulfurización como hidrocracking. Aguas abajo de los filtros la carga de gas oils llega al acumulador de carga que se mantiene a una presión de 3 kg/cm2 por medio de dos válvulas controladoras de presión, una de las válvulas descarga al sistema de antorcha y la otra mete fuel gas al acumulador dependiendo si la presión está sobre o bajo el setting respectivamente. El acumulador maneja un nivel adecuado para mantener estable la operación, este nivel se controla por medio de una válvula controladora de nivel que se encuentra aguas abajo del acumulador, el gas oil es tomado por las bombas carga (que elevan su presión desde 3 a aproximadamente 105 kg/cm2).


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Capítulo 3


3.2.2 Alimentación al Horno y reactores.

Reactores Desulfurización Denitrificación

Hidricracking

Generador de 600#

Precalentamiento 379ºC

342ºC 103 k/cm2 150ºC

P-15

1

2

3

4

Horno

De acumulador de carga Gas Neto

A separador de alta

403ºC

408ºC

407ºC

409ºC

Bomba de carga al Horno

Hidrógeno

Figura 3-27: Alimentación a Horno y reactores.

La carga al horno es enviada por las bombas de carga a 103 kg/cm2 y 150ºC. Antes de precalentarse con los efluentes del reactor 4 recibe una corriente de hidrógeno conocida como gas neto esta tiene como finalidad proporcionar el ambiente rico en hidrógeno, necesario para la etapa de desulfurización que ocurre en el primer reactor a la salida del horno. A la salida del precalentador la mezcla hidrocarburo-hidrógeno íntimamente mezclada alcanza una temperatura de 340 ºC aproximadamente y a la salida del horno 379ºC, y presión de 103 kg/cm2 que es la condición necesaria para el proceso de desulfurización, desoxigenación, retiro de metales (esto en el primer reactor) y desnitrificación en el segundo (en cada entrada a rector se inyecta hidrógeno controlado por un FC). Normalmente el hidrógeno reacciona con el azufre para formar ácido sulfhídrico, con el oxígeno para formar agua, con el nitrógeno para formar amoniaco e ión amonio. Este último es causal de la formación de sales que tienden a ensuciar los equipos. Es por ello que existen puntos de adición agua blanda tanto a la salida del reactor 4 como a la salida del precalentador con el fin de diluir estas sales. En el reactor 3 y 4 se lleva a cabo el proceso de Hidrocracking. En éstos las moléculas o cadenas largas de hidrocarburo se quiebran o rompen selectivamente en la mitad para a partir de 20 a 24 átomos de carbono quedar en 10 a 12 y por la presencia de hidrógeno se saturan para formar un diesel parafínico y libre de azufre.


41

Capítulo 3


A continuación se presenta la composición de los catalizadores ofrecidos por empresa UOP para esta planta. Tabla 3-2: Características de Catalizador

Catalizador reactor desulfurización (1y 2)

Catalizador de hidrocracking (3y4)

Oxido de aluminio Al2O3

Base

Oxido de aluminio Al2O3

Base

Oxido de molibdeno MoO3

10-19%

Oxido de níquel

1-5%

Pentóxido de fósforo P2O5

5-10%

Oxido de tungsteno WO3

6-20%

Oxido de níquel

1-5%

Sílice

SiO2

30-60%

10-20%

Sulfuro de níquel

Ni3S2

1-5%

NiO

Sulfuro de molibdeno MoS2 Sulfuro de níquel Azufre

Ni3S2

1-5%

S

Coke de petróleo CxHy (x>>y)

NiO

Sulfuro de tungsteno WS2

6-20%

10-20%

Azufre

5-10%

20-30%

Coke de petróleo CxHy (x>>y)

10-30%

Oxido de sodio

0.5-1.5%

S Na2O

3.2.3 Etapa de separación make up gas y gas de reciclo

Figura 3-28: Separación y gas de reciclo.


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Capítulo 3


Los efluentes del reactor 4 en los cuales viene una mezcla de gases y líquidos producto e impurezas precalientan la carga y luego se inyecta agua blanda para diluir las sales de amonio que van cristalizando a medida que baja la temperatura, con esto se logra evitar que se taponeen los equipos, así como también retirar las sales y aguas ácidas del proceso (parte de las impurezas). Luego de enfriarse a 70ºC en el enfriador por aire la mezcla entra al separador de alta, donde a esa presión y temperatura lo único gaseoso es el hidrógeno que es retirado por la parte superior del separador en donde entran a un decantador de gotas para luego entrar a la succión del compresor de reciclo y de éste nuevamente a los reactores. El hidrógeno es consumido tanto en las reacciones de desulfurización, desoxigenación, desnitrificación y saturación de olefinas, por ende se debe adicionar la cantidad consumida. Esto se realiza por medio de un compresor de pistón o recíproco denominado de make up, este hidrógeno es fresco y proviene de la planta de reformación o de hidrógeno. En la parte inferior del separador se retira el agua ácida que se envía a la planta de tratamiento de aguas ácidas (Sour Water stripper). De la zona intermedia se retira el producto junto con el sulfhídrico que a esa presión y temperatura (100k/cm2 y 70ºC) se mantiene incorporado en esta corriente y se envía a un turbogenerador conectado a una de las bombas de carga al horno con el fin de ahorrar energía. A la salida del turbogenerador, el producto entra al separador de baja. Donde a 15 k/cm2 y 65ºC se libera el H2S retirándose por la parte superior del acumulador a la planta de azufre, por el fondo se retira parte del agua que hubiese quedado y por la zona media el producto al stripper para despojar el H2S que resta, junto con gases livianos, el propano, el butano y la gasolina.

3.2.4

Stripper de gasolina

A la salida del separador de baja el producto a 15 k/cm 2 y 70ºC, no requiere bombas para ser enviado al stripper de gasolina, que trabaja a 7 k/cm2 en el tope, pero sí requiere de mucho calor para llegar a la temperatura adecuada a la entrada en la zona flash aproximadamente 273ºC. Esto se logra recuperando el calor de las distintas corrientes de salida de la torre de fraccionamiento, es decir, antes de entrar al stripper, intercambia calor con el 2º diesel a estanque, luego con el reflujo de kerosene, con el 1er diesel a estanque, con el 2º gas oil no convertido a cracking, con reflujo de diesel, y finalmente, con el 1 er gas oil no Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

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Capítulo 3


convertido a cracking (fondo de la torre de fraccionamiento). El control de temperatura se lleva a cabo by paseando el gas oil no convertido del intercambio, mediante una válvula de control gobernada por un TC.

Figura 3-29: Stripper de Gasolina.

En el stripper se separan por destilación desde los gases hasta la gasolina. Los gases son extraídos por el tope y posteriormente enviados a la planta de cracking, donde se recupera el propano y butano, además endulzan el sulfhídrico que posee, pues en el tope del stripper se retira el último poco de sulfhídrico antes de ir a fraccionamiento (el Fondo). La gasolina se retira por la parte media del acumulador y se envía, una parte a cracking y el resto como reflujo de tope del stripper. Por la parte inferior del acumulador se retiran aguas ácidas que pudiese arrastrar el proceso. El fondo de la columna del stripper es enviado sin bombas, solo por diferencia de presión, al horno de fraccionamiento para elevar su temperatura a 352ºC y luego entrar a la zona flash de la torre de fraccionamiento atmosférico. Donde se consigue productos libre de azufre. La distribución es como se muestra en el siguiente esquema.


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Capítulo 3


B.D

F.gas PC

PC

Condensador de superficie

Acumulador de tope

Nafta TK Reflujo de tope Bomba de tope Extracción kerosene Torre fraccionamiento atmosférico Extracción diesel

Carga de fondo stripper

Gas oil no convertido

Figura 3-30: Fondo stripper de purga.

Algo que es importante mencionar en esta columna es el control de presión ya que en el acumulador de tope se encuentran muy pocos gases no condensables a la presión y temperatura 0,7 kg/cm2 y 110ºC; luego es necesario contar con una fuente de fuel gas en caso que la presión baje de la señalada. El resto de la columna tiene un comportamiento similar a cualquier columna de destilación, extrayéndose nafta, kerosén, diesel (mayor cantidad) y por el fondo el gas oil no convertido que es enviado a cracking. Tabla 3-3: Rendimientos Hidrocracking


Flujo en m3


Carga a la unidad gas oil

3500

100

Gases

90

2.57

Gasolina

190

5.43

Nafta

410

11.71

Diesel

1030

29.43

Gas oil no convertido

1780

50.86

Conversión


49.14

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Capítulo 3


La planta usa como materia prima gas oil de topping. Si se compran crudos más pesados, se producirá suficiente gas oil como materia prima, pero a la vez, mucho fondo que recaerá en tener demasiado residuo de topping y vacío. Esto significa demasiado fuel oil, el precio de éste es muy bajo comparado con los productos intermedios. Aún cuando la planta tiene buena conversión a productos terminados, tendríamos que variar rápidamente la canasta de crudos, para poder, obtener la materia prima suficiente y además considerar que con esto el fondo de barril aumentaría considerablemente (mucho fuel oil).

3.3

PLANTA DE CRACKING CATALÍTICO.

C º 0 5 6

Figura 3-31: Cracking Catalíico.


46

Capítulo 3


Las plantas de cracking catalítico basan su funcionamiento en romper las moléculas de parafinas largas, algunas olefinas a moléculas olefínicas más pequeñas, tanto lineales como aromáticas, por medio del uso de un catalizador relativamente selectivo, de tal forma de obtener los productos deseados.

3.3.1

Alimentación y precalentamiento

Figura 3-32: Alimentación y Precalentamiento.

La alimentación a la unidad es Gas Oil, proveniente de los topping, visbreacking, Hidrocracking o estanque. La carga a esta unidad no es de un solo tipo de gas oil, pues este diseño permite operar, tanto moléculas parafínicas, como olefínicas. Estas últimas disminuyen la actividad del catalizador, producto que aumentan la producción de carbón en la reacción de cracking, ensuciando los sitios activos más rápido de lo normal. Disminuyendo de esta forma la velocidad de la reacción de cracking. Los gas oils llegan al acumulador de carga a una temperatura de 191ºC y se mantienen a una presión de 0,8 kg/cm2 interconectado con la torre atmosférica. Del acumulador, la alimentación es tomada por las bombas de carga que elevan su presión a 20 kg/cm2, presión necesaria para entrar al precalentamiento, intercambiando calor con el producto de fondo de la torre atmosférica, alcanzando 224ºC, con la que entra al horno. A la salida del horno su temperatura es de 275ºC que es la requerida para entrar al reactor.


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Capítulo 3


3.3.2 Zona de reacción y regeneración. La carga al reactor proveniente del horno a 275 ºC, entra al Riser arrastrada por vapor sobrecalentado de 150#, que además, se utiliza para controlar en parte la reacción de cracking en el ducto. La carga entra al Riser por dos entradas, cada una con su respectiva válvula de control. Esto tiene como fin controlar la temperatura en el ducto, y con ello la reacción, pues mientras menor es el tiempo de contacto con el catalizador que viene del generador a 730ºC, que entra al Riser en un punto anterior al producto, menor será la reacción de cracking generada. En el Riser la carga y el catalizador entran en contacto generando vapores más livianos que la carga, que alcanzan una temperatura de 536ºC. Estos vapores entran al separador del reactor donde los vapores ascienden y salen por la parte superior del equipo, hacia la torre fraccionadora, y el catalizador usado cae al fondo y llega al Air Heater donde es impulsado por una corriente de aire hacia el regenerador, donde a esa temperatura y con el carbón que el catalizador contiene, producto del cracking, comienza a quemarse, regenerándose. Los gases generados en esta combustión junto con el catalizador son expulsados a la etapa de separación del regenerador, donde por tope sale el CO2 al que se le extrae el calor generando vapor de 600#, para luego ser enviado a la atmósfera. Por medio de unas bandejas de impacto se retiene el catalizador en la parte media del equipo a 730 ºC, de donde es retirado por gravedad y enviado nuevamente al Riser a interactuar con la carga.


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Capítulo 3


Figura 3-33: Zona de reacción

3.3.3 Fraccionamiento La carga a la torre de fraccionamiento proviene del tope del reactor y se separa en las corrientes que se indican en la figura. Por tope sale gases que se envían a la unidad recuperadora de livianos para obtener LPG y gases, estos últimos son enviados al sistema de fuel gas de refinería. La primera extracción lateral es la nafta que por la temperatura del plato 162ºC podrían ser moléculas de entre 8 a 10 átomos de carbono, esta corriente se envía al stripper de gasolina.


49

Capítulo 3


Figura 3-34: Fraccionamiento

La segunda extracción lateral es el ciclo oil liviano, este es un diesel y se utiliza como cutting para darle la densidad necesaria al fuel oil. La tercera extracción lateral es el ciclo oil pesado, este es un diesel pesado, y normalmente se utiliza como cutting en el fuel oil. Todas las corrientes laterales entregan su calor en otras plantas en generadores de vapor o para precalentar otros procesos. El fondo de la fraccionadora, es aceite decantado y es enviado a la producción de fuel oil, luego de precalentar la carga al horno de la unidad.


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Capítulo 3


Tabla 3-4: Rendimientos Cracking Catalítico.


Flujo en m3

Carga gas oil

4.030

Gases

120.000 aprox 350 m3 líq

8,68

LPG

1.250

31,02

Gasolina

2.150

53,35

Nafta

------

Col

430

10,67

Cop

80

1,96

Aceite decantado

340

8,44

Expansión volumétrica



14,12

51

Capítulo 3

3.4


PROCESO COKER La planta de coker basa su funcionamiento en el principio de cracking térmico. Permite

procesar cargas de moléculas de hidrocarburos muy pesadas, parafinas, principalmente de las unidades de vacío de los topping (destilación primaria) y específicamente el pitch. Este proceso permite obtener rendimientos importantes en destilados olefínicos, más livianos, aumentando el stock de materias primas de otras plantas de proceso, con el valor agregado que estos productos poseen. Las alimentaciones olefínicas, reaccionan rápidamente, formando mucho carbón, lo que es en muchos casos indeseado.

Figura 3-35: Planta Coker


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Capítulo 3


3.4.1 Alimentación a la unidad La alimentación a la planta es pitch (destilado de fondo de la unidad de vacío), el cual, llega proveniente desde la unidad de topping o estanque a una temperatura aproximada de 238ºC, entra al acumulador de donde es tomado por las bombas de alimentación a la torre atmosférica o también conocidas como bombas de alimentación fresca. A la descarga de las bombas entran al precalentamiento donde, primero precalientan con gas oil pesado producto y luego con reflujo de gas oil pesado. Y con esto la alimentación fresca llega a la torre a aproximadamente 300ºC.

Venteo a la torre

Pitch de vacío

Acumulador 238ºC 0.56k/cm2

Gas oil pesado de stripping

Pitch estanque

Reflujo de HCGO

Torre atmosférica

Reflujo de HCGO

Bomba de carga a la torre

De colector HCGO

Alimentación fresca 300ºC

A FCCU o TK De Stripper HCGO Bomba de recirculación

Carga al horno

Bomba de carga al horno

Figura 3-36: Alimentación a la unidad de coker


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Capítulo 3


3.4.2 Fondo de la fraccionadora, carga al horno, tambores de coke, stripper de purga.

Figura 3-37: Coque Drum.

La carga fresca a 300ºC entra a la torre de fraccionamiento, sobre la zona flash. En la zona flash los vapores provenientes de los coke drum entran a una temperatura de 408ºC aproximadamente. Estas alimentaciones interactúan, la primera arrastrando los componentes pesados de los vapores hacia el fondo de la torre y los más livianos suben por la columna y conforman los destilados de la torre de fraccionamiento. En el fondo de la columna se encuentran los componentes más pesados junto con algunas trazas de carbón arrastrado desde los coke drum, la temperatura en este punto es de 310 ºC, lo que nos indica que gran parte o casi toda la corriente de la zona flash excepto el carbón y más pesados que la alimentación, suben a puntos superiores en la columna. La corriente de fondo es tomada por las bombas de recirculación y las bombas de carga al horno, las primeras tienen como propósito mantener una corriente en todo momento para evitar que las líneas se solidifiquen y filtrar constantemente la corriente retirando las partículas


54

Capítulo 3


de carbón y de esta forma evitar que actúe como catalizador en el interior del horno además de provocar ensuciamiento en líneas y equipos. Las bombas de carga al horno descargan a 40 k/cm2 haciendo pasar la corriente por el cuadro de control de carga al horno que es un FC (controlador de flujo) bajando la presión a 28 k/cm2. El nivel de fondo se controla desde la carga a la planta aguas abajo del acumulador de carga, que controla el flujo de carga fresca a la torre. De esta forma el flujo de carga al horno se mantiene constante y las variaciones de nivel son absorbidas por el LC. A la carga al horno aguas abajo del FC se le adiciona una cantidad de condensado saturado de alta presión aproximadamente 42 k/cm2, la que está controlada por una válvula de control de flujo (FC). El agua al pasar por el cuadro baja su presión a 28k/cm2 con lo que se expande generándose vapor sobrecalentado, aumentando su volumen bruscamente. Esto tiene como propósito aumentar la velocidad de flujo dentro de los coils del horno generando un flujo turbulento, evitando la formación de coke dentro de los coils aumentando así el tiempo de corrida de la unidad (tiempo de funcionamiento de la unidad), cabe destacar que de todas formas se forma coke en los coils. La carga entra al horno a 300ºC y 28k/cm2 y sale una mezcla de vapores de agua e hidrocarburos con coke a 498ºC y 2.5 k/cm2, la que pasa por una válvula de 3 vías, enviándola a uno de los tambores de coke. En los coke drum el coke se va depositando en el fondo en forma de gel y los vapores salen por el tope donde se les adiciona una corriente de quench (gas oil) para mantener una temperatura de 420ºC y enviarlos como carga a la zona flash de la torre fraccionadora. En operación normal el coke drum por el que no está pasando la alimentación se encontrará en el proceso de enfriado y vaciado del carbón. Para este proceso existen líneas de sistemas auxiliares, tales como vapor de arrastre, agua de enfriado, nitrógeno, para evitar que este se inflame. Cuando el nivel de carbón del tambor que está en servicio llega a los niveles establecidos se procede por medio de la válvula de tres vías a sacarlo de servicio. Y de inmediato poner el que estaba limpio. El tambor lleno de coke en estado gel se procede a vaporizar y purgar alineado al stripper de purga, donde los vapores tanto de producto y agua salen por el tope, estos son enfriados y enviados al acumulador de tope de donde los no condensables salen a blow down y los condensados tanto de producto como agua se separan, el agua sale por el fondo y es enviada a la unidad de tratamiento de aguas para su reutilización en este proceso. Los aceites son extraídos por la zona media del acumulador y se utilizan


55

Capítulo 3


como reflujo de tope del stripper de purga. El fondo del stripper, sin agua son extraídos por las bombas de fondo de este equipo y enviada una parte a una zona intermedia de la torre de fraccionamiento y la otra a incrementar la corriente de reflujo de tope del stripper. El proceso de cambio o ciclo de coke drum tiene un tiempo aproximado de 18 horas, dependiendo de la carga a la unidad. La etapa de enfriado se debe realizar con lentitud, de tal manera de no afectar la estructura metalúrgica de los equipos que son el corazón de la unidad. Por otro lado se puede decir que aún cuando las operaciones en los coke drum son de tipo bath, siempre existirá una purga, de tal forma de no interrumpir el flujo de aceites desde el fondo del stripper de purga a la torre de fraccionamiento atmosférico.

3.4.3

Tope y extracciones laterales de la torre atmosférica.

Gases de acumulador de tope de stripper de purga

Condensador 1

Acumulador 1 38ºC 3.5 k/cm 2 condensador 2

1 Acumulador de tope 0.14k/cm 2 41ºC Torre atmosférica 0.7k/cm 2

Compresor doble etapa Agua a TTO

Bomba de reflujo de tope

Condensador 2 P-53

Aguas a tratamiento

Acumulador 2 40ºC 14.5k/cm 2 Gases a FCCU

Gases a FCCU Bomba de extracción

A acumulador de tope Reflujo de tope

El LPG se envía a TTO

Agua a TTO Stripper absorbedor de gasolina PC

Debutanizadora LC Vapor 150#

139ºC

Rehervidor

Rehervidor Condensado

V-3

E-9

Nafta a hidrotratamiento

Gas oil de la torre fraccionadora

Figura 3-38: Tope Fraccionadora

Los vapores de tope de la fraccionadora salen a aproximadamente 140ºC, estos son enfriados y condensados en el condensador de superficie y enviados al acumulador de tope de


56

Capítulo 3


la fraccionadora junto con los gases provenientes del acumulador de tope del stripper de purga a aproximadamente 41ºC. Desde el acumulador de la fraccionadora, salen tres corrientes: de gases, de producto líquido y agua. La de agua se envía a tratamiento de aguas, la de nafta se envía, una parte como reflujo de tope y como carga a la torre de absorción y stripper. A ésta torre la corriente de nafta entra a la parte superior y baja interactuando con los vapores más calientes provenientes del fondo. Los gases del absorbedor son enviados a tratamiento de gases para ser utilizados como gases combustibles en el sistema de fuel gas de refinería. La nafta al ir descendiendo en la columna junto con ir despojándose de livianos, absorbe los pesados de la corriente de gases provenientes del acumulador 2 que recibe el flujo de la segunda etapa del compresor. Un poco más al fondo de la columna ingresa la corriente de líquidos del acumulador 2. El calor necesario para esta operación es entregado por el calor latente del vapor de 150# en el rehervidor de la columna. La nafta sale por el fondo y es enviada por las bombas a la torre estabilizadora o debutanizadora donde se retira el LPG (propano y butano) por el tope, el que es enviado a las unidades de tratamiento y por el fondo la nafta producto final que es enviada a la unidad de endulzamiento. El calor requerido en la torre debutanizadora es suministrado por el reflujo de gas oil de la torre fraccionadora, que entrega parte de su calor sensible en el rehervidor de fondo de la columna debutanizadora. La corriente correspondiente a los gases del acumulador de tope de la torre fraccionadora, pasan a la primera etapa del compresor de pistón de dos etapas, la presión de descarga del compresor es de 3,52 k/cm2 a 150ºC, el flujo de descarga es enviado a enfriar, condensando gran parte de este flujo, el cual es recibido en el acumulador 1. Desde éste salen tres corrientes: por el fondo sale algo de agua (solo esporádicamente) que es enviada a tratamiento. La parte de producto líquido es enviada por una bomba centrífuga al recontacto, pues esta corriente fría recibe en un punto aguas arriba del enfriador 2 (condensador 2) los gases de descarga de la segunda etapa del compresor, los que interactúan con la corriente líquida siendo absorbidos en parte por esta, para luego enfriarse en el condensador 2 y llegar al acumulador 2. Desde éste la corriente líquida de hidrocarburos y gases son enviados por presión a la columna de absorción y stripping. Las corrientes de diesel y gas oil pesado se extraen de la zona superior y media de la torre respectivamente. La corriente de diesel o gas oil ligero en parte pasa por un stripping, para


57

Capítulo 3


luego ser enviada a estanque o a la unidad de hidrotratamiento, y la no strippeada, es enviada a entregar parte de su calor sensible en generadores de vapor, para ser utilizado en otras plantas de proceso y finalmente se envía como reflujo intermedio a la torre. La corriente de gas oil pesado en parte pasa por un stripping y luego entrega parte de su calor sensible en primer intercambiador de calor al pitch de carga a la fraccionadora, para luego entregar calor precalentando agua tratada antes de entrar a un generador de vapor de 150#, después de precalentar el agua se envía a estanque o a las unidad de hidrotratamiento para finalmente usarla como materia prima en plantas de proceso tales como cracking catalítico o hidrocracking. El gas oil pesado que no pasa por el stripping entrega calor en el segundo intercambiador del precalentamiento del pitch antes de la entrada a la torre fraccionadora, luego es enviado al generador de vapor de 150# y finalmente entrega calor en el rehervidor de columna debutanizadora o estabilizadora de gasolina para luego retornar como reflujo a la torre fraccionadora. Tabla 3-5: Rendimientos Planta Coker

m3/día

Ton/día

Carga Pitch

2.247,8

2.273,5

Gases

398,3

102,7

Nafta

281

195,1

Diesel

789

671,2

GOP

655

611,4

Coque Total convertido Conversión

698 2.123,3

1.580,4

Volumen

Masa

94,5

69,5

Comportamientos de las distintas plantas de procesamiento de hidrocarburos pesados


58

Capítulo 3


Tabla 3-6: Comparación de Rendimientos

Producto

Producto

Principal

Secundario

Gas oil

Gasolina

LPG

Hidrocracking

Gas oil

Diesel

Nafta

Visbreaking

Pitch

Gas oil

Nafta

Planta Cracking Catalítico

Coker

Materia Prima

Pitch

Diesel

Gas oil

Conversión %

50 15 70

Es claro que existen tres plantas que tienen un buen grado de conversión, esto quiere decir, que de ellas se obtienen productos más livianos y de mayor valor comercial que su alimentación. Dos de ellas (Cracking catalitico e hidrocracking) como materia prima usan gas oil, el cual es generado solamente por las plantas viscoreductora, coker y topping, pero este último así como va a generar más gas oil generará productos más livianos como gasolina, nafta, kerosene y diesel, pero también generará pitch, que no podrá ser procesado en ninguna planta y se tendrá que vender como fuel oil o como asfalto a precios muy bajos, además de ser necesario compra de más crudo que podría hacer poco rentable el negocio refinero. Por otra parte, las plantas de coker y viscoreductora (guardando amplias diferencias en la conversión entre ellas), a partir del pitch, que es el destilado de fondo de vacío, obteniendo gas oil de que servirá de materia prima además de productos más livianos y de mayor valor comercial. Por lo tanto, desde este punto de vista se hace necesario el contar con un proceso como la Planta coker, que es capaz de obtener el mayor rendimiento por metro cúbico de crudo. Además tomando en cuenta la importancia de contar con plantas que procesen hidrocarburos cada vez mas pesados, será la planta coker la necesaria para lograr los mayores y atractivos beneficios en la refinería considerando el tipo de plantas existentes. Es por las razones anteriores que se ha seleccionado esta planta para incorporarla al complejo de plantas.


59

Capítulo 3


CAPITULO 4

DESCRIPCIÓN DEL PROCESO


60

Capítulo 4

4

Descripción del Proceso

DESCRIPCION DEL PROCESO. La carga de pitch llega a la unidad, proveniente de los fondos de las plantas de vacío de

los topping que se encuentran a 360ºC. Llegando al acumulador de carga F-3007 a una temperatura de 210ºC y aproximadamente a 4 kg/cm2, pues el pitch entrega parte de su calor sensible a la alimentación a topping. El acumulador opera a una presión de 0,7 Kg/cm2, ya que se encuentra interconectado con la torre de fraccionamiento y finalmente es esta la que controla la presión del acumulador. El pitch desde el fondo del acumulador es extraído por la bomba J-3001 y enviado al tren de precalentamiento que consta de dos intercambiadores, el primer es el C-3006, en el cual intercambia calor con la corriente de producto de Gas oil pesado (GOP), elevando su temperatura de 210ºC a 234ºC aproximadamente, posteriormente intercambia calor en el intercambiador C-3009, con la corriente de reflujo de GOP, aumentando su temperatura hasta 274ºC, para luego el pitch ser enviado como alimentación fresca a un punto de la zona inferior de la torre de fraccionamiento atmosférico. El pitch sale inmediatamente desde el fondo de la torre fraccionadora, aumentando su volumen en casi un 15%, este aumento corresponde a la corriente de recirculación (quench), que se incorpora más arriba de la alimentación fresca. El pitch desde el fondo de la torre de fraccionamiento es succionado por la bomba J3002 que descargando a una presión sobre 42 kg/cm2, la envían hacia el horno B-3001. Aguas arriba de la entrada del horno se incorpora agua tratada en la línea con el objeto de aumentar la velocidad del pitch en el interior de los tubos del horno, y de esta forma minimizar la formación de coque en los coils del horno y contribuir con su presión parcial a producir el cracking molecular deseado a una menor temperatura. La temperatura de salida del horno es de aproximadamente 500ºC, para ingresar mediante un manifold a uno de los dos tambores de coke-drum. En los coke drum D-3001 y D-3002 alternadamente el coke se va depositando en el fondo en forma de gel y los vapores salen por el tope donde se les adiciona una corriente de quench (gas oil) para bajarle su temperatura a 420ºC y enviarlos como carga a la zona flash de la torre fraccionadora.


61

Capítulo 4


Esta corriente esta compuesta de líquidos y vapores. Los líquidos son aproximadamente un 15% de la alimentación de pitch a la unidad, los que son extraídos juntos con el pitch desde el fondo de la columna que constituyen la carga al horno. Por otra parte, los vapores ascienden por la columna de fraccionamiento, donde son destilados y posteriormente extraídos como corrientes de productos. A continuación se describirán las extracciones de la torre fraccionadora.

4.1

TORRE FRACCIONADORA

4.1.1 Sistema de tope Los vapores de tope de la fraccionadora salen a aproximadamente 126ºC, estos son enfriados y condensados en el condensador de superficie (C-3004) y enviados al acumulador de tope de la fraccionadora (F-3008) junto con los gases provenientes del acumulador de tope del stripper de purga a aproximadamente 41ºC. Desde el acumulador de la fraccionadora, salen tres corrientes: gases, producto líquido y agua. La de agua se envía a tratamiento de aguas, la de nafta inestabilizada se envía una parte como reflujo de tope a través de bomba J-3004 y la otra parte como carga a la torre de absorción (E-3051) junto con la nafta estabilizada proveniente del fondo de la debutanizadora. A la torre de absorción, la corriente de nafta entra a la parte superior y baja interactuando con los gases provenientes del acumulador F-3052 (segunda etapa compresor J-3051). Los gases de salida del absorbedor, son enviados al sponge absorber E-3052, donde los gases más pesados son absorbidos por una corriente de diesel, y posteriormente los gases no absorbidos son enviados a una planta de tratamiento en base a aminas, para ser utilizados como gases combustibles en el sistema de fuel gas de refinería. Por otra parte en el absorbedor E-3051, la corriente líquida es retirada por presión, para ser enviada aguas arriba del enfriador C-3052. Del separador F-3052, la corriente líquida es succionada por la bomba J-3053 y llevada a la parte superior del stripper E-3051, estos líquidos son stripeados retirándole los componentes livianos. La corriente de gases del stripper son enviados aguas arriba del enfriador C-3052.


62

Capítulo 4


Por el fondo del Stripper E-3051 la corriente de nafta es enviada como alimentación a la torre estabilizadora E-3053 (Debutanizadora), de donde se retira el LPG (propano y butano), por el tope, él que es enviado a las unidades de tratamiento y por el fondo la nafta estabilizada (producto final) que es enviada, una parte como producto a la unidad de tratamiento y la otra se junta con la corriente de nafta inestabilizada del acumulador de tope de la fraccionadora y enviada al absorbedor E-3051. La corriente correspondiente a los gases del acumulador de tope de la torre fraccionadora F-3008, son succionados por la primera etapa del compresor de pistón de dos etapas J-3051, la presión de descarga del compresor es de 3,52 k/cm2 a 150ºC, el flujo de descarga es enviado al enfriador C-3051, condensando gran parte de este flujo, ésta corriente es recibida en el acumulador F-3051, desde éste salen tres corrientes: de la parte superior sale una corriente de gases que es succionada por la segunda etapa del compresor J-3051, por el fondo sale algo de agua (sólo esporádicamente) que es enviada a tratamiento y la parte de producto líquida es enviada por una bomba J-3052 al recontacto, pues esta corriente fría recibe en un punto aguas arriba del enfriador (C-3052), los gases de descarga de la segunda etapa del compresor, los que interactúan con la corriente líquida, siendo absorbidos en parte por ésta. La corriente resultante es enviada al enfriador C-3052, para luego ingresar al acumulador F-3052.

4.1.2 Extracciones laterales. 4.1.2.1 Diesel. El diesel se extrae desde el colector ubicado en la zona media superior de la fraccionadora E-3001, a una temperatura de 211ºC, separándose en dos corrientes, una es el reflujo y la otra corresponde a la extracción que es enviada al stripper E-3002 en control de nivel. El diesel entra sobre el plato Nº1 del stripper, donde los componentes más livianos son separados de la corriente y enviados hacia la fraccionadora sobre el colector de extracción. El stripping se realiza con vapor de 150# que entra en un punto inferior del stripper. Del fondo del stripper E-3002, el diesel es succionado por la bomba J-3006, descargándolo bajo control de flujo y enviándolo como carga a la Unidad de HDT. El reflujo es succionado por la bomba J-3007 y es enviado al intercambiador de calor C-3058, entregándole calor a la corriente de


63

Capítulo 4


fondo del sponge absorber E-3052, luego es enfriada en el enfriador C-3059, para constituir la corriente de absorción del mismo equipo sponge absorber E-3053. El diesel sale desde el fondo del sponge absorber, elevando su temperatura en el intercambiador C-3058 y luego es enviado como reflujo de diesel a la torre fraccionadora , dos platos por sobre el colector de diesel.

4.1.2.2 Gas oil pesado. El GOP extraído de la torre a 343ºC se divide en tres corrientes. Una de las corrientes va directamente al stripper E-3003, la otra corriente se utiliza para el tren de precalentamiento en el intercambiador C-3009, y la última corriente se utiliza como reflujo interno a la torre E-3001, para generar una mayor eficiencia y evitar que partículas de carbón lleguen a la parte superior de la torre y obstruyan bandejas y platos, realizando además de un íntimo contacto en las partículas, un arrastre mecánico. El GOP producto, en control de nivel del plato colector pasa al stripper, E-3003, donde los componentes livianos son separados con vapor de 150# recalentado a una temperatura de 343ºC, para luego retornarlos sobre el plato de extracción. Del fondo del stripper, a 340ºC el GOP es succionado por la J-3008 enviando esta corriente al tren de precalentamiento al intercambiador C-3006, entregando su calor sensible al pitch, disminuyendo su temperatura desde 336ºC hasta 239ºC. A la salida del intercambiador de calor, la corriente de GOP es enviada a la unidad de HHTT. La corriente de reflujo se divide en dos: a) Reflujo caliente: esta corriente es succionada por la bomba J-3009 y es llevada a la torre E-3001, bajo el plato colector, éste constituye el reflujo interno de la columna que por razones de eficiencia mecánica se envía a presión. b) Reflujo frío: la corriente de GOP es succionada por la bomba J-3009 aguas arriba del stripper E-3003 y enviada a precalentar el pitch en el intercambiador C-3009, entregando parte de su calor sensible, disminuyendo su temperatura de 343ºC a 309ºC, pasando por los tubos del intercambiador, luego es enviado a generar vapor de 150 psig, Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

64

Capítulo 4


vapor que se requiere en el mismo proceso. Finalmente, bajo control de temperatura se utiliza como flujo calefactor en el reboiler de la torre debutanizadora o estabilizadora de gasolina E-3053, para finalmente retornar a la torre como reflujo intermedio dos platos sobre el plato de extracción de gas oil pesado.

4.1.3 Coke Drum, Stripper de purga, alimentación caliente a E-3001 En los coke drum D-3001 y D-3002 alternadamente el coke se va depositando en el fondo en forma de gel y los vapores salen por el tope donde se les adiciona una corriente de quench (gas oil) para bajarle su temperatura a 420ºC y enviarlos como carga a la zona flash de la torre fraccionadora. En operación normal el coke drum, por el que no está pasando la alimentación, se encontrará en el proceso de enfriado y vaciado del carbón. Para este proceso existen líneas de sistemas auxiliares, tales como vapor de arrastre, agua de enfriado y nitrógeno, para evitar que el coque dentro del equipo se inflame. Cuando el nivel de carbón del tambor que está en servicio, llega a los niveles establecidos se procede por medio de la válvula de tres vías a sacarlo de servicio. Y de inmediato poner el que estaba limpio. El tambor lleno de coke en estado gel se procede a vaporizar y purgar alineado al stripper de purga, donde los vapores tanto de producto y agua salen por el tope, estos son enfriados y enviados al acumulador de tope de donde los no condensables salen a añadirse a los gases de tope de la fraccionadora

E-3001, aguas abajo del condensador de superficie C-3004 o a blow down si

el proceso así lo requiere. Los condensados tanto de producto como agua se separan, el agua sale por el fondo y es enviada a la unidad de tratamiento de aguas para su reutilización en este proceso. Los aceites son extraídos por la zona media del acumulador y se juntan con la corriente de fondo del stripper de purga aguas abajo del enfriador C-3002 para constituirse una parte como reflujo del stripper de purga (F-3002) y la otra es enviada a estanque de slop o a una parte sobre la zona flash de la torre fraccionadora. El fondo del stripper se extrae por medio de la bomba J-3011, y enviado al enfriador C-3002 juntandose con la corriente de descarga de la J-3013. El proceso de cambio o ciclo de coke drum tiene un tiempo aproximado de 18 horas, dependiendo de la carga a la unidad. La etapa de enfriado se debe realizar con lentitud, de tal Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

65

Capítulo 4


manera de no afectar la estructura metalúrgica de los equipos que son el corazón de la unidad. Las etapas son las siguientes: vaporización y enfriado. •

Vaporización. Esta es la primera etapa y se realiza con vapor de 150# saturado, y tiene como propósito arrastrar y extraer las partículas de compuestos más livianos que el coque que pudiesen haber quedado en los tambores de coque, siendo arrastrados hacia el stripper de purga.

•

Enfriado. Una vez terminada la etapa de vaporización se utiliza agua recuperada en procesos para enfriar el coque, para finalmente abrir el equipo y realizar el proceso de extracción y vaciado del coke Drum.

Para complementar se puede decir que aún cuando las operaciones en los coke drum son de tipo batch siempre existirá una purga, de tal forma de no interrumpir el flujo de aceites desde el fondo del stripper de purga (F-3002) a la torre de fraccionamiento atmosférico E-3001.


66

Capítulo 5

Balance de Masa y Energía

CAPITULO 5

BALANCE DE MASA Y ENERGÍA


67

Capítulo 5

5


BALANCE DE MASA Y ENERGÍA Hay que tener en consideración que para los balances de energía, pequeñas variaciones

en la temperatura, provocan grandes cambios en los resultados. Los datos de composición y flujos fueron proporcionados por Foster Wheeler Iberia S.A.

5.1

Tren De Precalentamiento Debido a la temperatura a la cual se recomienda que ingrese la carga fresca a la torre fraccionadora, es necesario utilizar dos intercambiadores para precalentar la carga desde el acumulador hasta la torre.

5.1.1 Intercambiador C-3006

Figura 5-39: Intercambiador C-3006

Desde el fondo del acumulador, por medio de una bomba es alimentado el primer intercambiador el cual tiene como funcionalidad calentar la carga fresca desde 210ºC a 234ºC, usando Gas Oil Pesado producto como fluido de calentamiento. Tabla 5-0-1: Propiedades Flujos C-3006. Producto Flujo Másico

Carcasa

Tubo

Pitch Alimentado

HCGO producto

kg/h

204.964,5

kcal/kgºC

0,6

0,672

Temperatura entrada

ºC

210

336

Temperatura salida

ºC

234

239

Calor específico

Balance de Energía Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

68

Capítulo 5


Determinación de flujo HCGO producto: Q = m ⋅ cp ⋅ ∆T

Ec (A.2.1)  kcal   h 

Q = 204.964,5 * 0,6 * (234 − 210 ) = 2.951.488,8  Flujo HCGOprod =

2.951.488,8 0,672 * (336 − 239)

=

 kg   h 

45.279,35 


Figura 5-40: Intercambiador C-3009

El intercambiador C-3009 es el último intercambiador de nuestro tren de precalentamiento, después de pasar por aquí la carga fresca aumenta su temperatura desde 234ºC a 274ºC, el fluido de calentamiento usado en este caso, es HCGO recirculado. A la salida del intercambiador, la carga fresca ya esta en condiciones de temperatura adecuada para ingresar a la torre fraccionadora. Tabla 5-0-2: Propiedades Flujos C-3009. Producto Flujo Másico

Carcasa

Tubo

Pitch Alimentado

HCGO recirculado

kg/h

204.964,5

kcal/kgºC

0,62

0,68

Temperatura entrada

ºC

234

343

Temperatura salida

ºC

274

309

Calor específico

Determinación flujo de HCGO recirculado y área de transferencia:


69

Capítulo 5


 kcal   h 

Q = 204.964,5 * 0,62 * (274 − 234) = 5.083119,6  Flujo HCGO

=

5.083.119,6 0,68 * (343 − 309)

=

 kg   h 

219.858,11 


70

Capítulo 5

5.2


Absorbedor La absorción de gases es una operación en la cual, una mezcla gaseosa se pone en contacto

con un líquido, a fin de disolver de manera selectiva uno o más componentes del gas y de obtener una solución de estos en el líquido. El absorbedor de la planta de coker se alimenta con una mezcla de nafta inestabilizada proveniente del acumulador de tope de la fraccionadora y nafta estabilizada proveniente de la torre debutanizadora E-3053. Esta corriente arrastrará los componentes pesados de la corriente que viene del acumulador de alimentación al absorbedor, el cual es un separador de diversas corrientes que llegan a él como: la corriente de salida de gases del stripper, la corriente de salida del mismo absorbedor, la corriente líquida del acumulador del compresor de doble etapa, la salida de la segunda etapa del compresor, etc. El método utilizado para diseñar absorbedores fue el de Kremser para sistemas multicomponentes. El componente clave para la separación fue el propano, ya que la principal función de este equipo es absorber de la corriente gaseosa propano y más pesados.

Figura 5-41: Absorbedor E-3051


71

Capítulo 5


Balance de Masa. Tabla 5-0-3: Propiedades y flujos Absorbedor Lo

G Np+1

L Np

G1

Flujo Másico

kg/h

65.950

15.321

?

?

Flujo Vol.

m3/h

96,84

942,8

¿?

¿?

kgmol

633,97

570,39

¿?

¿?

kg/kgmol

104,026

26,86

86,86

24,38

0,0012

0,084

0,0555

0,00666

Moles P.Molecular Fracciones Molares Temperatura

ºC

47

41

57

50

Presión

kPa

1337

1473

1371,95

1443,59

Densidad

kg/m3

681

16,25

660

13,79

Viscosidad

cp

0,28

Cp

kcal/kgºC

0,488

Lambda

kcal/kgºC

0,24 0,477

0,504

55

0,504 42

Los flujos de salida del absorbedor son desconocidos, no así sus composiciones. Lo + G Np

+1

= L Np + G1

633,97 * 0,0012 + 570,39 * 0,084 = G1 * 0,00666 + L NP * 0,0555 633,97 + 570,39 = G1 + L Np G1= 370,7 [kgmol] L NP= 831,593 [kgmol] G1= 9.038,47 [kg/h] L Np= 72.232,19 [kg/h]

Balance de energía h Lo + H Gnp

+1

= h Lnp + H G1

Temperatura referencia: 25 ºC Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

72

Capítulo 5


Calor de disolución, este valor es despreciable para los hidrocarburos. h Lo

=

H Gnp

 kcal   hra 

65.950 * 0,488 * (47,15 − 25) = 712.866,74 

= 15.321 * (0,477 * (41 − 25) + 55) = +1

 kcal  959.584,872   hra   kcal   hra 

h Lnp

=

72.232 * 0,504 * (57,385 − 25) = 1.178.973,59 

H G1

=

 kcal  9.038 * (0,504 * (50 − 25) + 42) = 493.474,8   hra 

∆ H =

0


73

Capítulo 5

5.3


Sponge Absorber

Balance de Masa. Tabla 5-0-4: Propiedades y flujos Sponge Absorber Lo

G Np+1

L Np

G1

9.038 695,266

?

?

¿?

¿?

Flujo Másico

kg/h

Flujo Vol.

m3/h

30.768 37,61

kgmol

157,78

355,84

¿?

¿?

kg/kgmol

195

25,4

169,1

24,62

Temperatura

ºC

0,0008 43

0,00666 50

0,00619 51

0,00409 43

Presión

kPa

Densidad

kg/m3

818

Viscosidad

cp

1,44

Cp

kcal/kgºC

0,445

Lambda

kcal/kgºC

Moles P.Molecular Fracciones Molares

1425

1407

13

805

11,38

1,16 0,504

0,462

42

0,54 35

Los flujos de salida del absorbedor son desconocidos, no así sus composiciones. Lo + G Np

+1

= L Np + G1

157,784 * 0,0008 + 355,845 * 0,00666 = L Np * 0,00619 + G1 * 0,00409 157,784 + 355,845 = L Np + G1 L Np= 188 [kgmol] G1=325,6 [kgmol] L Np = 31.790 [kg/h] G1= 8.017 [kg/h]


74

Capítulo 5


Balance de energía h Lo + H Gnp

+1

= h Lnp + H G1

Temperatura referencia: 25 ºC h Lo

=

H Gnp h Np H G1

 kcal   h 

30.768 * 0,445 * (43 − 25) = 246.451,68 

+1

=

=

 kcal   h 

31.790 * 0,462 * (50,97 − 25) = 381.420,87 

= 8.017 * (0,54 * (43 − 25) + 35 ) =

∆ H =

 kcal   h 

9.038 * (0,504 * (50 − 25) + 42 ) = 493.474,8 

 kcal   h 

358.520,24 

0


75

Capítulo 5


Stripper

5.4

La desorción o stripping es un proceso de transferencia de materia que consiste en poner un líquido en contacto con un gas relativamente seco, donde el líquido volátil se difunde en el gas. El stripper que se desarrolla a continuación se alimenta con una corriente de LCGO proveniente de una de las extracciones laterales de la fraccionadora. El diesel proveniente de la torre es introducido en este equipo, que interactúa con vapor sobrecalentado para despojarlo de los livianos que pueda contener la corriente líquida y retornarlos a la torre fraccionadora.

Figura 5-42: Stripper E-3002


76

Capítulo 5


Balance de Masa Tabla 5-0-5: Propiedades y flujos Stripper Flujo Másico

kg/h

Lo 39.944

Flujo Vol.

m3/h

55,47

1735

kgmol

199

54,88

kg/kgmol

200,65

18,02

207

65,15

Temperatura

ºC

0,176 211

0 343

0,0126 204

0,4 207

Presión

kPa

55,9

60,8

137

55,9

Densidad

kg/m3

720

0,57

740

2,6

Viscosidad

cp

0,31

Moles P. Molecular Fracciones Molares

Cp

kcal/kgºC

∆Hvap

kcal/kg

λ

kcal/kgºC

G Np+1 989

L Np

G1

0,35

0,608

0,445 608,22

0,603

0,56 608,22 68

Los flujos de salida del stripper son desconocidos, no así sus composiciones. Lo + G Np

+1

= L Np + G1

199 * 0,176 = Lnp * 0,0126 + G1 * 0,4 199 + 54,88 = Lnp + G1 L Np= 171,92 [kgmol/h] G1=82,02 [kgmol/h] L Np = 35587,44 [kg/h] G1= 5344 [kg/h]

Balance de energía. h Lo + H Gnp

+1

= h Lnp + H G1

H = m ⋅ (cp ⋅ (T 1 − T 0 ) + H 0v ) Temperatura referencia: 25 ºC h Lo

=

 kcal   h 

39.944 * 0,608 * (211 − 25) = 4.517.187 


77

Capítulo 5

H GNp 1 +

=


 kcal   h 

989 * (0,445 * (343 − 25) + 608,22) = 741.482,97 

 kcal   h 

h Lnp

=

35.587,44 * 0,603 * (203,8 − 25) = 3.873.038,42 

H G1

=

989 * (0,445 * (207 − 25) + 608,22 ) + 4.355 * (0,56 * (207 − 25) + 68) = 1.421.630,29

∆ H =

 kcal   h 

0


78

Capítulo 5

5.5


Debutanizadora E-3053 La destilación es la operación de separar, mediante calor, los diferentes componentes

líquidos de una mezcla, aprovechando las diferencias de volatilidades de los compuestos que se desean separar. La torre E-3053 es una columna de destilación, destinada a separar los gases más livianos de la corriente de alimentación proveniente del Absorber-Stripper.

El nombre de

debutanizadora se debe a que la principal función de esta torre es extraer por el tope componentes como butano y propano y que estos gases sean enviados al condensador, para posteriormente sean enviados a tratamiento en base a aminas. De esta manera, por el fondo se obtiene nafta estabilizada, la cual una parte se une con la nafta inestabilizada para alimentar al absorbedor y la otra es materia prima para alimentación a otras plantas.

Figura 5-43: Debutanizadora Torre E-3053.


79

Capítulo 5


Balance de Masa Tabla 5-0-6: Propiedades y flujo Debutanizadora Alimentación (A) Flujo Másico

kg/h

Peso Molecular

kg/kgmol

Moles

kgmol

Fracciones molares C4

Tope

(T)

Fondo

(F)

75.589 94,6

48,16

102,041

0,025

0,1511

0,0048

799,01

Temperatura

ºC

176

41

199

Presión

kPa

1.468

1.041,5

1.113

Densidad

kg/m3

550

500

540

Viscosidad

cp

0,11

0,1

0,1

Cp

kcal/kgºC

0,705

0,68

0,71

Balance al Butano C4 A = T + F 799,01 = T + F 799,01* 0,025 = T * 0,1511 + F * 0,0048 T= 110,32 [kgmol] F= 688,7 [kgml] T= 5.313 [kg/h]1 F= 70.276 [kg/h]

Balance de Energía QR : Calor de Rebolier*1= 3.278.824,12 QC: Calor de Condensador= 2.564.680,96 Qs: Calor de Salida m A ha

=

mhT + mh F + QC − Q R

1

Detalles de Cálculo de calor de Reboiler y Condensador en Anexo A


80

Capítulo 5

Q A

=


 kcal   h 

75.589 * 0,705 * (175,6 − 25) = 8.025.558,85 

QS = 5.313 * 0,68 * (41 − 25) + 70.276 * 0,71 * (199 − 25) + 2.564.680,96 − 3.278.824,12  kcal  QS = 8.025.559,32   h  ∆ H =

0


81

Capítulo 5


HORNO Balance de masa y energía. Tabla 5-0-7: Propiedades y características

Peso Molecular del Aire

28,85

Exceso de aire de combustión %

20,00

Constante universal de gases (R) kcal/(kmol K)

1,98

Base de cálculo de flue gas

100

(kmol/hra)

Energía por kilogramo de combustible (kcal) Masa de aire por kilogramo de combustible. (kg)

11.396,90 18.887

Tabla 5-0-8: Perfil de temperaturas del Horno

T1 T2 T3 T4 T0 T5


ºC 25 225 241 405 900 700

K 298,15 498,15 514,15 678,15 1173,15 973,15

82

Capítulo 5


T2

T2 Damper

T4

zona convectiva

271ºC

zona espejo o de choque T0

Zona radiante

504ºC

T3

comb 25ºC

aire T1

.

Tabla 5-0-9: Capacidades caloríficas a distintas temperaturas

O2 N2 CO2 H2O

Cp T1 6,9912 6,9266 8,8357 7,9880

Cp T2 7,5156 7,1040 10,9014 8,3889

Cp T3 7,5428 7,1208 10,9909 8,4288

Cp T4 7,7790 7,3005 11,6981 8,8607

Cp T0 8,3394 7,8696 13,0526 10,2458

Cp T5 8,1245 7,6376 12,5637 9,6800

Determinación del calor absorbido por el aire. Q = m ⋅ Cp ⋅ ∆T

Q = (moles O2 ⋅ CpO2

Qabs

= ( 225,84 ⋅

+

moles N 2 ⋅ Cp N 2 ) ⋅ (T 3 − T 1)

(7,5427 + 6.9912) (7,1208 + 6.9266) + 854,259 ⋅ ) ⋅ (514,1446 − 298,1500) 2 2 Qabs aire


= 1.650 .466,19

kcal

83

Capítulo 5


Calor perdido por los gases de la chimenea a la salida del precalentador. Q gases a la atmósfera

=

(moles de salida ⋅ Cp medio ) ⋅ (T 2 − Tr )

Donde. Tr : Temperatura de referencia. Q gases atm

= 1.747.720

kcal

Se asumirá un 1,5 % de pérdidas por radiación, con esto obtendremos la eficiencia. E = 100 ⋅

Qcombustibl e − Q gases atm − pérdidas por radiación Qcombustibl e

E = 89,17 % Calor real suministrado por kilogramo de combustible.

Qkg comb

=

Qtot kg com ⋅

E kcal = 10162,6 kg comb 100

Tabla 5-0-10: composición de la alimentación

Carga Horno Total

Cal Formación kJ/kg -1826,07222

Masa Total kg

Cp promedio 25°C

147836

2,2577

Tabla 5-0-11: Composición de la corriente de salida

Carga Horno Total

Cal Formación kj/kg -1826,07222

Masa Total kg

Cp promedio 25°C

147836

1,9168

Q + mei ⋅ (Cpei ⋅ ∆T e + ∆ H fei ) = m si ⋅ (Cp si ⋅ ∆T s + ∆ H fei ) Qabs

=

Q salida − Qentrada

Qabs = 30.240.820


kcal kg

84

Capítulo 5


Calor total entregado por el combustible. Qabs E

Qtotal =

= 33.913.670

kcal hr

Masa total de combustible.

mcomb req

=

Qabs Qkg comb

=

2.975,8 kg

Luego el calor absorbido por el aire de combustión estará dado por. Q flue gas Q flue gas

m flue gas

=

=

= −Qabs aire

m flue gas ⋅ Cp flue gas (T ) ⋅ ( ∆T )

m aire comb + 1 = 18,887 + 1 = 19,887

kg de flue gas kg de comb

Tabla 5-0-12: Composición del Flue Gas

Especie

kmol

O2 N2 CO2 H2O Total

37,64 854,26 93,89 188,82 1224,51

Fracción

M

molar (y) 0,032 0,727 0,080 0,161 1,00000

Cpmedio

=

CpT 2 + CpT 4 2

Q flue gas


31,999 28,014 44,010 18,015 27,813

=

0,278

= −1.634.773,27

Masa

Fracción

kg

Másica (x)

1204,44 23931,20 4132,10 3401,59 32669,33

0,0346 0,6864 0,1815 0,0975 1,0000

kcal kg ⋅ K

kcal hr

85

Capítulo 5


T 3 =

− Q flue gas

Cp( 250;25) ⋅ maire


+ T 1 = 513,159 K ≈

241°C

86

Capítulo 6

Diseño de Equipos

CAPITULO 6

DISEÑO DE EQUIPOS


87

Capítulo 6

6

Diseño de Equipos

DISEÑO DE EQUIPOS

Los cálculos de los equipos se desarrollaron aumentando el flujo en un 50%, de esta manera se garantiza que los equipos sean los adecuados para un aumento en la alimentación a la planta.

6.1

Acumulador de Carga El acumulador de carga es un estanque acumulador, así como su nombre lo indica. A él es

alimentado el pitch que es la corriente de alimentación a la planta, proveniente de los estanques acumuladores de Topping o de los mismos fondos de las torres de vacío. Tenemos que considerar que el acumulador de carga, mirado desde el punto de vista del diseño cumple una gran importancia, dado que este equipo nos permitirá soportar los up-set (imprevistos) de las plantas de proceso de las cuales podrá en algún instante estar alimentada la unidad. Permitiendo con ello llegar a detener la unidad en forma rápida, pero normal, si es que no se retomarán las condiciones normales en un tiempo que en el diseño del equipo será considerado.

Figura 6-44: Acumulador de carga


88

Capítulo 6

Diseño de Equipos

Características Acumulador Tabla 6-1: Datos estructurales Acumulador Volumen Acumulador

m3

50

Volumen de Operación

m3

36

Flujo de diseño

m3/h

4.770

Flujo de operación

m3/h

3.180

Tiempo de autonomía

min

10

Diámetro Columna

m

3

Altura

m

7

Espesor Carcasa

mm

6

Tipo Cabezal Espesor Cabezal

Toriesférico mm


6

89

Capítulo 6

6.2

Diseño de Equipos

Tren de Precalentamiento

C-3006

C-3009

Figura 6-45: Tren de Precalentamiento


Tabla 6-2: Propiedades y datos operacionales -3006

Producto

Carcasa

Tubo

Pitch Alimentado

GOP

Flujo másico

kg/h

204964,5

45.279,35

Flujo volumétrico

m3/h

225,23

56,6

kcal/kgºC

0,6

0,672

Densidad

kg/m3

910

800

Viscosidad

cp

88

0,5

kcal/hm2ºC

0,085

0,06

2

12

Capacidad Calorífica

Conductividad Térmica Pasos Temperatura Entrada

ºC

210

336

Temperatura Salida

ºC

234

239

Tabla 6-3: Datos de transferencia de calor -3006 Calor intercambiado

kcal/h

2.951.488,8

m2

361,62

kcal/h m2 ºC

146,47

Área de Transferencia de calor Coeficiente de Transferencia de Calor

Datos de Diseño.


90

Capítulo 6

Diseño de Equipos

Tabla 6-4: Datos estructurales C-3006 TUBOS Producto

CARCASA HCGO prod.

Pasos

12

Pitch

Producto

2

Pasos

Arreglo

Cuadrado

Diámetro

m

1

Nº tubos

1.024 19,05

Velocidad

m/s

0,33

∆P

Psi

2,4

Diámetro ext

mm

16

BWG Largo

m

6,09

Velocidad

m/s

1

∆Pt

Psi

10

6.2.2 Intercambiador C-3009 Tabla 6-5: Propiedades y datos operacionales C-3009

Producto

Carcasa

Tubo

Pitch Alimentado

GOP

Flujo másico

kg/h

204.964,5

219.858,11

Flujo volumétrico

m3/h

227,74

293,14

kcal/kgºC

0,62

0,68

Densidad

kg/m3

900

750

Viscosidad

cp

46

0,43

kcal/hm2ºC

0,081

0,059

1

4



ºC

234

343

Temperatura Salida

ºC

274

309

Tabla 6-6: Datos de transferencia de calor C-3009 Calor intercambiado

kcal/h

Áea de Transferencia de calor

m2

421,81

Coeficiente de Transferencia de Calor

kcal/h m2 ºC

170,88


5.083.119,6

91

Capítulo 6

Diseño de Equipos

Datos de diseño Tabla 6-7: Datos estructurales C-3009 TUBOS Producto

CARCASA HCGO rec.

Pasos

4

Pitch

Producto

1

Pasos

Arreglo

Cuadrado

Diámetro

m

1,143

Nº tubos

1180 19,05

Velocidad

m/s

0,396

Diámetro ext

mm

∆Pc

5,33

16

BWG Largo

m

6,09

Velocidad

m/s

1,41

∆Pt

Psi

6

En el futuro la planta de Coker retardado ( Delayed Coker) se verá sujeta a una expansión volumétrica, por lo tanto, es bien considerar, que los equipos, tanto rotatorios, como estáticos deberán ser capaces de soportar esta mayor cantidad de flujo. Es por ello, que en el diseño de equipos de intercambio de calor se privilegiará este punto (intercambio). Por esta razón, que los intercambiadores de calor serán desarrollados para la carga sin expansión, sacrificando en la segunda etapa (ampliación volumétrica), equipos rotatorios, tales como algunas bombas centrífugas, que serán diseñadas para una potencia con la planta funcionando a máxima capacidad, esto quiere decir, 1,5 veces el volumen original. Por esta razón, la caída de presión de este intercambiador C-3009 sobrepasa un poco los estándares recomendados.


92

Capítulo 6

6.3

Diseño de Equipos

Stripper El método utilizado para diseñar desabsorbedores fue el de Kremser para sistemas

multicomponentes, con este método se determinó el número de platos teórico de la columna. La eficiencia se determinó a través de la eficiencia de O’connel. El diámetro se determinó según la velocidad de inundación según Sounders y Brown. Para el diseño mecánico, la ecuación utilizada para el cálculo de los espesores es la ecuación de ASME.

Figura 6-46: Stripper


93

Capítulo 6

Diseño de Equipos

Características del Equipo Tabla 6-8: Propiedades Stripper Lo

Gnp+1

Lnp

G1

Flujo másico

kg/h

59916

1483,5

53383,5

8016

Flujo volumétrico

m3/h

83,21

2602,63

72,14

3083,07

Temperatura

ºC

211

343

204

207

Presión

kPa

55,9

60,8

137

55,9

Densidad

kg/m3

720

0,57

740

2,6

Viscosidad

cp

0,31

0,35

15,36

16,8

Tensión Superficial

dina/cm2

Tabla 6-9: Características de Diseño E-3002 Material

SA 516-Gr60

Número de platos

4

Tipo de Plato

Válvula

Espaciamiento platos

mm

600

Diámetro Columna

m

1,1

Altura

m

5,8

Espesor carcasa

mm

4


Toriesférico mm


4

94

Capítulo 6

6.4

Diseño de Equipos

Absorbedor El método utilizado para diseñar absorbedores fue el de Kremser para sistemas

multicomponentes, con este método se determinó el número de platos teórico de la columna. La eficiencia se determinó a través de la eficiencia de O’connel. El diámetro se determinó según la velocidad de inundación según Sounders y Brown. Para el diseño mecánico, la ecuación utilizada para el cálculo de los espesores es la ecuación de ASME.

Figura 6-47: Absorbedor E-3051

Características del Equipo


95

Capítulo 6

Diseño de Equipos

Tabla 6-10: Propiedades Absorbedor Lo

Gnp+1

Lnp

G1

103.231,5 151,58

22.981,5 1409,91

108.354

14.229

164,17

1031,84

Flujo másico

kg/h

Flujo volumétrico

m3/h

Temperatura

ºC

47

41

57

50

Presión

kPa

1337

1473

1371,95

1443,59

Densidad

kg/m3

681

16,3

660

13,79

Viscosidad

cp

0,28

0,24

17,03

15,23


dina/cm2

Tabla 6-11: Características de Diseño Absorbedor Material

SA 516-Gr60

Número de platos

30

Tipo de Plato

Válvula


mm

610

Diámetro Columna

m

1,6

Altura

m

22,4

Espesor carcasa

mm

20


Toriesférico mm


30

96

Capítulo 6

Diseño de Equipos

Sponge Absorber

6.5

El cálculo de este equipo se desarrolló de la misma manera que el absorbedor. Tabla 6-12: Propiedades Sponge Absorber Lo

Gnp+1

Lnp

G1

46.152 56,42

13.557,7 981,73

47.685

12.025,5

59,236

955,92

43

50

51

43

Flujo másico

kg/h

Flujo volumétrico

m3/h

Temperatura

ºC

Presión

kPa

Densidad

kg/m3

818

Viscosidad

cp

1,44

1,16

25,15

23,72


1425

dina/cm2

13,81

1407 805

12,58

Tabla 6-13: Características de Diseño Sponge Absorber Material

SA 516-Gr60

Número de platos

25

Tipo de Plato

Válvula


mm

610

Diámetro Columna

m

1

Altura

m

29

Espesor carcasa

mm

16


Toriesférico mm


25

97

Capítulo 6

6.6

Diseño de Equipos

Columna De Destilación (Debutanizadora)

Figura 6-48: Debutanizadora Torre E-3053.


98

Capítulo 6

Diseño de Equipos

Tabla 6-14: Propiedades y datos de Operación Alimentación

Tope

Fondo

75.589

5.313

70.276

Flujo Másico

kg/h

Temperatura

ºC

176

41

199

Presión

kPa

1.468

1.041,5

1.113

Densidad

kg/m3

550

500

540

Viscosidad

cp

0,11

0,1

0,1

Cp

kcal/kgºC

0,7

0,69

0,71

Tabla 6-15: Características de Diseño Debutanizadora Material

SA 516-Gr60

Altura

m

Tipo de Plato

30,2 Válvula


mm

610

Diámetro Sección rectificación

m

1,4

Nº Platos Sección rectificación Espesor carcasa Tope

19 mm

Tipo Cabezal

16 Toriesférico

Espesor Cabezal

mm

20

Diámetro Sección stripping

m

1,9

Nº Platos Fondo

mm

19

Espesor Carcasa Fondo

mm

20


99

Capítulo 6

6.7

Diseño de Equipos

Bombas Ya que Enap refinerías Aconcagua es una industria petroquímica, es considera una

empresa de fluidos, es por esto motivo que las bombas en el proceso cumplen un rol fundamental, para trasladar las corrientes a su destino. A continuación se presentará las bombas requeridas para nuestro proceso.

Tabla 6-16: Bombas del proceso Bombas

m3/hra

∆H [m]

Potencia [kw]

J-3001

180,2

94,67

70,49

J-3002

208,9

496,54

350,90

J-3003

20

269,37

21,24

J-3004

95,3

65,83

18,47

J-3006

57,7

118,11

24,96

J-3007

50,1

239,55

44,38

J-3008

54,6

144,94

27,64

J-3009

291,7

157,49

133,99

J-3010

68,9

10,5

2,85

J-3011

223,9

85,56

63,40

J-3013

14,2

75,69

8,09

J-3052

5

222,05

7,94

J-3053

155

67

25,88

J-3056

60,2

88,17

13,18


100

Capítulo 6

6.8

Diseño de Equipos

Horno

Se considerará un horno de 4 pasos y tubos de 108 mm (4 pulg) con 12,1 mm de espesor. Tabla 6-17: Propiedades Carga al Horno

Flujo másico kg/h

Carga Total Carga fresca Quench total

Fracción Másica ºAPI x

Densidad kg/m3

Caudal m3/s

Caudal ft3/s

136643

0,9243

5,42

1033,450

0,0367

1,297

11193 147836

0,0757 1,0000

17,09

952,285 1026,822

0,00326 0,04000

0,115 1,412

El horno se divide en 3 zonas: • Zona Radiante. • Zona de Choque. • Zona Convectiva.

Zona Radiante Tabla 6-18: Características de Diseño zona radiante

Calor Radiante

kcal/h

21.470.982

m2

0,02206

Flux Área de Tubo Velocidad másica de Tubo Área total Transferencia Área Transferencia de Tubo n° tubos/paso


kg/s m2 m2 m2/tubo

1.861,4 675,88 9,039 18

101

Capítulo 6

Diseño de Equipos

Tabla 6-19: Características de los tubos zona radiante. Largo total

(m)

27,5

Largo efectivo

(m)

26,8

Diámetro externo Do (mm)

108

Espesor

12,1

(mm)

Espaciamiento entre tubos (Do)

2

Material (ASTM especificación)

9% Cr 1% Mo A213T9

Temp max sucio/limpio (°C)

634/553

Temperatura máxima metal (°C)

634

Zona de Choque Tabla 6-20: Características de Diseño zona de choque

Calor de Choque

kcal/h 3.507.935,12

Área libre tubo

m2 11,58

Área Total

m2 217,3

n° tubos

24

Zona Convectiva Tabla 6-21: Características de tubos zona convectiva Tubos aleteados Aletas por metro

197

Altura de la aleta

mm

25,4

Espesor de la aleta

mm

1,5

Diámetro externo

mm

108

Espesor del tubo

mm

12,1

Conductividad térmica acero Material.


W/m K

65 9% Cr 1% Mo A213T9

102

Capítulo 6

Diseño de Equipos

Tabla 6-22: Características de Diseño zona convectiva

Calor kcal/h Área libre tubo Área Total n° tubos


Convectivo 5.261.903 m2

9,9684

m2

2.290,121 20

103

Capítulo 7

Control del Proceso

CAPITULO 7

CONTROL DEL PROCESO


104

Capítulo 7

7

Control del Proceso

CONTROL DEL PROCESO.

En los tiempos modernos, se ha hecho necesario optimizar de manera integral todos los aspectos de un

proceso. La tecnología, cada vez mayor, ha permitido disminuir

considerablemente la mano de obra, y su vez ha llevado a una mayor seguridad, tanto de las personas como de las instalaciones. Las refinerías de petróleo no pueden quedar al margen de estos avances, por lo que ha sido necesario, implementar equipos cada vez más sofisticados de control, de tal forma de cumplir con los requerimientos impuestos por el mercado.

7.1

Control de Carga a la unidad.

7.1.1 Filosofía de Control El acumulador de carga será el equipo que nos permitirá dar mayor estabilidad en la alimentación, para ello será necesario incorporar los elementos de control que logren mantener un nivel adecuado en todo momento. Estos equipos de control de nivel estarán ubicados aguas arriba del acumulador de carga, constituidos por una válvula de control de nivel y los sensores correspondientes en el acumulador. Si el nivel del acumulador varía, el sensor enviará una señal ordenando a la válvula que se encuentra aguas arriba del acumulador, abrir o cerrar dependiendo si el nivel baja o sube, respectivamente. La carga fresca a la unidad será registrada aguas arriba de la entrada a la torre fraccionadora, con el propósito de saber cuanta carga de pitch se ha procesado durante el día (para efecto de balance volumétrico y como referencia de la carga que se controlará al horno). El fondo de la torre fraccionadora servirá de acumulador de la carga al horno, es por ello, la necesidad de contar con un control de nivel en el fondo de la fraccionadora, y con ello evitar la caída de la carga al horno.


105

Capítulo 7

Control del Proceso

Figura 7-49: Control de Carga Unidad

7.1.2 Configuración de Control El pitch proveniente de la unidad de Topping o de estanque, ingresa al acumulador F3007, bajo control de nivel de éste. El LT-3007 actúa sobre el controlador de nivel (LC) y éste sobre la válvula de control LV-3007, la cual abrirá si el nivel baja de un setting determinado. La presión del equipo es controlada por medio de la presión de la torre, ya que se encuentra interconectada con ésta por la línea de compensación. Desde el fondo del acumulador, el pitch es succionado por la bomba de carga a la unidad J-3001 y enviado al tren de precalentamiento a los intercambiadores C-3006 y C-3009 con extracción de HCGO y reflujo de este mismo respectivamente. El flujo de carga a la unidad es censado en el FT-3001, luego pasa por la válvula de control de flujo la cual es controlada por el controlador de flujo FC-3001, este último es controlado por medio de un lazo de control a través del transmisor de nivel de fondo de la torre (LT3001), dando con esto estabilidad al nivel de fondo y con esto autonomía a la carga del horno.


106

Capítulo 7

7.2

Control del Proceso

Control de Carga al Horno

7.2.1 Filosofía de Control del Horno El horno es uno de los equipos más delicados desde el punto de vista operacional y también costoso al tomar en cuenta la inversión. El control se hace necesario para evitar sobrecalentamientos en los tubos e inestabilidad, que pudiese interferir provocando menores tiempos de operación, haciendo más costosa la mantención de este equipo. Es por ello, la necesidad de mantener un control sobre la carga por coil y un control sobre los combustibles. La carga al horno será distribuida de manera proporcional por los 4 coil del horno, de esta manera se mantendrá una buena distribución en cada uno de los pasos, y así darle mayor protección a los tubos manteniendo los combustibles parejos en cada celda.

Figura 7-50: Control Carga al Horno

7.2.2 Configuración de Control del Horno. El pitch es succionado por la bomba de fondo de la torre fraccionadora y enviado al horno por 4 coils, cuyo control de flujo funciona en forma independiente, o controlado en forma automática por el FX-3001, al cual se le fijará una carga que será aproximadamente


107

Capítulo 7

Control del Proceso

1,15 veces la carga fresca a la unidad, censada en el FI-3001. El FX-3001 recibe la señal de flujo y la envía en forma proporcional a los FYXs que fraccionarán la corriente de la manera más equitativa posible por los 4 coils. Estos FYXs 3001(A/B/C/D) enviarán una señal al controlador de flujo y mandará a abrir las válvulas correspondientes (FC-3001 A/B/C/D). El horno esta diseñado para ser capaz de funcionar con un coil fuera de servicio, y para ello se hace necesario desenlazar el FX-3001 y controlar el flujo en forma manual por los FCs de cada coil. El control de temperatura del horno es censado a la salida de cada coil por los TC-3001 A/B/C/D, los que envían una señal al controlador respectivo de fuel gas (combustible de horno) FC-3000, el que abrirá si la temperatura de la corriente de salida baja o cerrará si ésta sube. Existe una válvula de seguridad XV-3000, la que bloqueará el combustible en caso de cualquier problema, tanto de temperatura, flujo o presión del sistema.

7.3

Control de Tope de torre Fraccionadora E-3001

7.3.1 Filosofía de Control de Tope El propósito de control en el tope será mantener una presión estable en la columna, esto se logra extrayendo los gases incondensables que pudiesen provocar aumento en la presión de ésta. Por otra parte, se necesita extraer producto nafta en especificación, esto se consigue manteniendo una temperatura estable en el tope, por lo tanto, se requiere un volumen de reflujo adecuado a una temperatura lo menos variable posible. Los vapores de tope serán enfriados en un condensador e ingresarán a un acumulador de tope, desde este punto los gases incondensables serán extraídos por medio de un compresor de doble etapa. Y los líquidos una parte se enviarán como reflujo para mantener la temperatura del tope, y la otra como extracción para dar estabilidad al nivel del acumulador.


108

Capítulo 7

Control del Proceso

Figura 7-51: Control de tope fraccionadora

7.3.2 Configuración de Control de Tope Los vapores de tope son enviados al C-3004 (condensador de tope), para ser condensados, entrando al acumulador de tope F-3008. Este equipo posee 3 fases: una de aguas, una de producto (nafta) y otra de gases. Las aguas ácidas salen por la bota del F-3008, siendo succionadas por la bomba J-3005 y enviadas bajo control de nivel LC-3008B en cascada sobre el controlador de flujo FC-3008B para ser enviadas a tratamientos de aguas ácidas. La fase de producto (nafta) es succionada por la J-3003 y enviada bajo el control de nivel LT-3008A en cascada sobre el FC-3008A y enviada al absorbedor de Nafta E-3051. Otra fracción de la fase producto es succionado por la bomba J-3004 y enviado como reflujo de tope bajo el control de temperatura del tope TC-3002, que actúa sobre el controlador de flujo FC-3002. Un aumento en la temperatura del tope por sobre la temperatura del setting provocará una abertura de la válvula enviando mayor cantidad de flujo para enfriar el tope. La corriente de gases es succionada por el compresor de doble etapa J-3051 el que retira permanentemente los gases y los envía a tratamiento. El control de presión es censado por el PT-3008 y enviado al controlador de presión PC-3008, este a su vez gobierna las válvulas de Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

109

Capítulo 7

Control del Proceso

rango dividido PY-3008 A/B, la A estará normalmente abierta y la B estar normalmente cerrada. Cualquier problema o una caída en el compresor, que llegase a provocar una disminución de la eficiencia u otra anormalidad que sea causal de un aumento de la presión del sistema, provocarán la abertura de la PV-3008B y aliviará la presión a la antorcha. Las etapas del compresor a su vez, están protegidas por el sistema anti-surge control, que recirculará parte del gas si así fuese necesario.

7.4

Control de Stripper y flujo intermedio.

7.4.1 Filosofía de Control La implementación de un sistema de control adecuado en las extracciones laterales, tanto la del diesel como la de HCGO, se hace necesario para: Mantener un nivel en el plato colector, de esta forma evitar que el plato se seque y así conservar un reflujo interno constante en la torre. Se debe considerar, proteger los equipos rotatorios, esto es referido a las bombas tanto de reflujo como de extracción, de ahí la necesidad de mantener un nivel constante en los stripper. También es de suma importancia controlar el perfil térmico de la columna, esto se consigue, manteniendo un reflujo sobre el plato de extracción a una temperatura y flujo adecuado. Por otra parte es necesario evitar que partículas de carbón asciendan a niveles superiores de la columna de destilación y con esto provocar obstrucciones que conlleven a un mal fraccionamiento. La solución se logra con un reflujo interno impulsado a presión bajo el colector de HCGO, directamente por sobre la zona flash de la torre. Se explicará el control del HCGO y que es el más representativo.


110

Capítulo 7

Control del Proceso

Figura 7-52: Control Stripper, reflujo intermedio, reboiler debutanizadora.

7.4.2 Configuración de Control El HCGO es enviado bajo control de nivel (LV-3003), desde el plato de extracción de la torre fraccionadora E-3001 hacia el stripper E-3003. Este LV controla el nivel del plato extracción, ya que si el plato se seca la torre perdería el perfil térmico en la zona media. Del stripper E-3003 salen dos corrientes, una de gases que retorna a la torre E-3001 y la otra es la extracción de HCGO que es controlada bajo control de nivel del fondo del stripper (LT-3003B), el que actúa sobre el FC-3003B y sobre la válvula de control FV-3003B (control en cascada). Aguas arriba de la válvula LV-3003, directamente desde el plato de extracción de la torre (plato de extracción total), es succionada por la bomba J-3009, la corriente tanto de reflujo de HCGO como el lavado caliente de la torre. El lavado constituye el reflujo interno de la torre y esta controlado bajo control de temperatura (TC-3003), el que actúa sobre el controlador de flujo FC-3003 el flujo es censado por el transmisor de flujo FT-3003 A. Por otra parte, el reflujo intermedio bajo control de flujo controlado por el FC-3003 y por la válvula de control FV-3003, luego entrega parte de su calor al pitch en el intercambiador C-3009, y posteriormente entregará parte de su calor en un generador de vapor C-3010. La corriente de reflujo posee un control de temperatura para así evitar la inestabilidad térmica de la zona media de la torre, este control actúa sobre el TC-3003 que a su vez actúa sobre un juego de válvulas que by pasean en parte el HCGO hacia la caldera (válvulas TV3003 A/B). Por último entrega parte de su calor en el reboiler de la debutanizadora E-3053, al


111

Capítulo 7

Control del Proceso

que entra bajo control de temperatura censado en la zona inferior de la torre E-3053, enviando una señal a la válvula de control TC-3053 que limita el flujo de HCGO al reboiler, por otra parte, el by pass del reboiler es controlado por un PDC-3061 que actúa sobre la PDV-3061, esto tiene por finalidad evitar la variación de la corriente de reflujo intermedio.


112

Capítulo 8

Evaluación Económica

CAPITULO 8

EVALUACIÓN ECONÓMICA


113

Capítulo 8

8


EVALUACIÓN ECONÓMICA Para el desarrollo de una planta de procesos es muy importante y necesario considerar

una evaluación económica de ésta. La inversión, esta relacionada con la implementación y los costos de operación inicial. La inversión total de la planta se compone principalmente de: •

Inversión Fija Total de Planta

•

Capital de Trabajo.

La inversión Fija se constituye de todas las inversiones y gastos necesarios para la instalación de la planta, es decir, gastos de terrenos, equipos, cañerías, aislamiento, montaje, ingeniería, administración, etc. Para la inversión fija de la planta es necesario conocer el valor de los equipos que van a operar en ella. Esta determinación se realizará según bibliografía especificada para eso. Para llevar los costos al valor actual se desarrollará el método de costos indexados. El capital de trabajo esta compuesto por todos los gastos requeridos para que una vez instalada la planta, ésta quede en condiciones de operar, es decir, gastos como pago de sueldos, materias primas e insumos. Todo gasto operacional para un tiempo determinado. Para la determinación de la inversión se considerará el método de Lang y Chilton, el cual en base a factores que se aplican al valor de los equipos de procesos se determinan los costos de una planta industrial. Por esta razón, que es necesario conocer los valores de los equipos llevados al valor presente.

8.1

Costo Equipos. Para la determinación del costo de los equipos se utilizó bibliografía especializada en

el tema (Peters&Timmerhaus).


114

Capítulo 8


Tabla 8-1 Costo de los Equipos

Equipos Aero refrigerantes Intercambiadores de calor Bombas Columnas de platos Acumuladores Coque Drums Compresor Horno TOTAL

Cantidad 8 9 30 8 6 2 1 1

Valor US$ 288.000 177.070 2.281.000 2.221.720 520.800 1.100.000 1.500.000 3.000.000 11.088.580

Costo FOB total equipos: 11.088.580 [US$] (Anexo B, página 220) CIF=FOB*1,1(1,1+0,05) CIF=FOB*1,265 Por lo tanto, el valor total de los equipos en valor CIF: 14.027.054 [US$] Este valor esta tomado según gráficos del 2002 para llevarlos a valor presente se desarrollará el método de costos indexados para plantas químicas. Índice 2002 (i p): 1.096,7 Índice 2006 (io): 1.374,1 C p

=

C 0 ⋅

i p i0

Costo total = 14.027.054 *

8.2

1.374,1 = 17.575.066 [US $] 1.096,7

Inversión Para la determinación de la inversión se consideró el método de Lang y Chilton. El

cual se basa en la multiplicación del costo del equipamiento base por un factor. De esta manera se puede lograr una buena estimación del valor del costo de la inversión.


115

Capítulo 8


La inversión se divide en: •

Capital Fijo Directo.

•

Capital Fijo Indirecto.

•

Capital de Trabajo.

También es necesario considerar gastos de puesta en marcha, ya que frecuentemente es necesario realizar cambios para que la planta opere a su máxima capacidad de diseño. Al igual que es necesario considerar gastos en capacitación al personal. Estos gastos de puesta en marcha serán un 15% de la inversión en capital fijo de la planta. Estimación por Método de Lang y Chilton Tabla 8-2: Método de Lang Item

CAPITAL FIJO DIRECTO ( Depreciable)

US $

1

Costo de los equipos actualizados

17.575.066

2

Costo equipos instalados (40% más costo de los equipos)

24.605.092

3

Cañerías de proceso (60% costo equipos instalados)

14.763.055

4

Instrumentación (20% costo equipos instalados)

4.921.018

5

Aislación (25% costo cañerías de proceso)

3.690.764

6

Pinturas y terminaciones (2% costo equipos instalados)

492.102

7

Instalaciones eléctricas (11% costo equipos instalados)

2.706.560

8

Instalaciones de Vapor

245.041

9

Instalaciones de Agua

4.655

10

Edificios (400 m2 a US$528)

11

Item

211.200

Total capital Fijo Directo de la Planta (valor depreciable)

CAPITAL FIJO INDIRECTOS (No depreciables)

51.639.487

US $

12

Preparación del terreno (10% costos equipos sin instalar)

1.757.507

13

Ingeniería (13,5% total capital fijo planta)

13.997.270

14

Honorarios Contratistas (10% Capital fijo Planta)

10.368.348

15

Imprevistos y Contingencias (25% Capital fijo Planta)

25.920.871

16

Total Capital Fijo Indirecto

52.043.996

17

Total Capital Fijo de la Planta

103.683.483


116

Capítulo 8


18

Capital de Trabajo (15% Capital de Inversión)

18.297.085

19

Puesta en Marcha (15% Capital fijo Planta)

15.552.522

20

Total Capital de Inversión

137.533.090

Costo Total Del Producto.

8.3

El costo total del producto corresponde a todos aquellos gastos necesarios desde el punto de partida de la fabricación del producto en la planta hasta su colocación en el mercado. El costo total del producto de divide en dos: •

Costo de Producción.

•

Gastos Generales de la Empresa.

Costo de Producción Los costos de producción se dividen en 3: •

Costos Directos de Producción o costos variables.

•

Costos Indirectos de Producción o costos fijos.

•

Gastos Generales de Planta.

8.3.1 Costos Directos de Producción 8.3.1.1 Personal de Planta: Se considerarán 5 operadores por turno, un jefe de terreno, un operador jefe y un jefe de planta. La planta consta de 4 turnos por lo tanto: Tabla 8-3: Costo personal de Planta Descripción

Cantidad

US$

Operadores

20

413.002

Jefe Terreno

4

137.667

Operador Jefe

4

183.556

Jefe de Planta

1

45.889

Total

29

780.115


117

Capítulo 8


8.3.1.2 Supervisión La cantidad de la supervisión está directamente relacionada con el personal de planta. El costo de la supervisión directa en promedio corresponde al 15% del costo personal de planta.

8.3.1.3 Servicios Generales Son los costos de los suministros de Plantas, tales como vapor, electricidad, agua, etc. Los valores de los servicios fueron sacados de Peters y Timmerhaus (tabla 6-14). Tabla 8-4: Servicios Generales Servicio

Ton/año

US$/ton

US$

Vapor de Media

23.897,28

24,65

589.067,95

Vapor de Alta

90.070,32

26,56

2.392.267,7

Electricidad

14.163.168

0,059

835.626,9

Agua de Alta

20.667,76

0,62

12.814,011

Agua de Proceso

246.604,95

0,007

1.726,23

692.040

0,021

14.532,84

Agua de Refrigeración

Total

3.846.035,65

8.3.1.4 Mantenimiento y Reparación Estos gastos incluyen los costos del personal, materiales y supervisión. El costo de este ítem se considerará como el 10% del costo físico de la planta.

8.3.1.5 Suministro de Operación Se consideran aquellos que no pueden ser considerados como materias primas, tales como solventes, lubricantes, etc. El costo de los suministros se considerara como un 15% del costo de Mantención y Reparación.


118

Capítulo 8


8.3.1.6 Gastos de Laboratorio Estos gastos están relacionados con el control de la operación y control de calidad de los productos. La determinación de este costo es de un 20% del costo del personal de planta.

8.3.2 Costos Indirectos de Producción Son costos asociados a la planta que están siempre presentes aunque la planta esta parada. Estos costos incluyen seguros, impuestos, arriendos, etc. Los costos indirectos pueden ser considerados como 15% del costo total del producto.

8.3.3 Gastos Generales de Planta Este gasto tiene relación directa con la operación de la planta, y se estima entre el 60% de los costos de personal, mantención y supervisión.

8.3.4 Gastos Generales de Empresa. Los gastos generales de Empresa son todos aquellos gastos fuera de la operación, necesarios para llevar el producto al mercado. Se incluye aquí los gastos de distribución y ventas. Este ítem no será considerado ya que nuestros productos son materias primas para otras plantas de proceso.

Tabla 8-5: Costo total del Producto. 13.852.409

Costos Directos Personal de Planta

780.115

Supervisión

117.017

Servicios Generales

3.846.036

Mantenimiento y Reparación

7.785.407 1.167.811

Suministro de Operación Gastos de Laboratorio

156.023

Costos Indirectos

3.363.870

Gastos Generales de Planta

5.209.523

Total

22.425.802


119

Capítulo 8

8.4


Ingresos Esta es la etapa más sensible en todo proyecto, pues una estimación incorrecta, puede

llegar a generar millonarias pérdidas o definitivamente la pérdida total de la inversión. En el negocio petrolero ha sido de mucha importancia la incorporación de software, tales como el ASSAY que puede estimar el comportamiento de distintos crudos en una refinería específica. También es trascendental tener una buena base de datos del comportamiento de las plantas de proceso al ser sometidas a distintas alimentaciones. Un acertado trabajo en esto, nos permitirá decidir, el invertir o no en proyecto. A continuación se analizará la refinería, primero como se comporta en la actualidad y luego con la incorporación de la planta Coker. Esto nos permitirá determinar (por medio del rendimiento volumétrico) la diferencia en producción, que es uno de los puntos importantes, junto con la incorporación en forma definitiva de canastas de crudos más económicos. Es necesario, mantener una gran preocupación en este último punto. Pues este es uno de los puntos de mayor importancia a la hora de invertir en esta planta de proceso. En ambos casos se adquirirá el mismo volumen de materia prima (crudo) puesto que el proceso coker se incorporará al proceso existente y es independiente de la capacidad de refinación instalada.

Rendimiento sin la incorporación de la planta Coker. Tabla 8-6: Materias primas Proceso actual

Proceso actual más Coker

30,43

26,12

m3

17.000

17.000

Gas Oil

m3

698

-328

Pitch

m3

Crudo °API Flujo

Otras


1755

120

Capítulo 8


Tabla 8-7: Producción Producto

Proceso actual s/c

Proceso actual c/c

Coker

m3/d

255

161

244

Gasolina m3/d

2713

2713

Nafta

m3/d

4147

2974

483

Diesel

m3/d

4747

4442

990

Gas oil

m3/d

5242

5527

798

LPG

Coker (ton)/d

1.022

La evaluación se hará en base a la diferencia en la producción como en la adquisición de crudo, puesto que esta es una planta complementaria al proceso. Tabla 8-8: Costos de productos Producto

Terminados

Sin tratamiento

US$/m3

370

250

Gasolina US$/m3

420

320

Nafta

US$/m3

431

430

Diesel

US$/m3

544

430

Gas oil

US$/m3

454

360

Pitch

US$/m3

380

LPG

Coker US$/ (ton)

0

El costo de los productos sin tratamiento es necesario debido a que los productos del Coker no son tratados. Tabla 8-9: Diferencia de ingresos mensuales (US$) por concepto de productos Producto

Proceso actual s/c

Proceso actual c/c

Coker

LPG

2.830.500

1.787.100

1.830.000

Nafta

53.620.710

38.453.820

4.636.800

Diesel

77.468.656

72.491.056

12.771.000

Gas oil

71.396.040

75.277.740

8.618.400

Gas oil compra

-9.506.760

Pitch compra

-20.007.000

Coker

Totales

0

195.809.146


168.002.716

27.856.200

121

Capítulo 8


Como fue analizado anteriormente (Gráfico 2-15) la diferencia del costo de los crudos según el °API de estos, es el motivo por el cual se hace interesante el desarrollo de la inversión. Lo interesante de esto es determinar cuanto más económico resulta comprar el mismo volumen de crudo, pero con menor °API, en el fondo crudo más pesado. El costo en US$ por barril de crudo es de aproximadamente 0,763. Tabla 8-10: Economía por concepto de compra de crudo Diferencia en °API

4,31

Costo en US$/°API bbl

0,763

Alimentación

bbl/d

106.927

Ahorro diario US$

351.637

Ahorro por año US$

126.587.492

Ahora podremos determinar el ingreso global.

Tabla 8-11: Ingreso global. Descripción Diferencia por concepto de productos

597.240

Diferencia por concepto de compra de crudo

126.587.492

Total

127.184.732

US$D/año


122

Capítulo 8

8.5


Flujo de Caja

Depreciación: Se desarrolló el método de depreciación en línea recta para los costos depreciables de la inversión. Se asume que no hay valor de salvamento. Por lo tanto, el valor de la depreciación será:

D =

51.639.487 10

=

5.163.949 [US$]

La tasa impositiva considerada es de un 17%. Se realizará una serie de flujos de caja para un análisis de sensibilidad. En el primer análisis se considerará un 50% de inversión en capital propio y un 50% de préstamo. El interés será de un 10% y se considerarán cuotas iguales.


123

Capítulo 8


Flujo de Caja

Capital Propio: 50% inversión. Préstamo: 50% inversión. Interés: 10% Valores en mUS$ Años 0 1 2 3 4 Inv. inicial 68.767 Ingresos 127.185 127.185 127.185 127.185 Costos 22.426 22.426 22.426 22.426 I. operacionales 104.759 104.759 104.759 104.759 Depreciacion 5.164 5.164 5.164 5.164 Intereses 6.877 6.445 5.971 5.448 Renta gravable 92.718 93.150 93.624 94.147 Impuestos 15.762 15.835 15.916 16.005 Depreciación 5.164 5.164 5.164 5.164 Amortización 4.315 4.746 5.221 5.743 Cap. de trabajo 18.297 FCN -87.064 77.805 77.732 77.651 77.563

5

6

7

8

9

127.185 22.426 104.759 5.164 4.874 94.721 16.103 5.164 6.317

127.185 22.426 104.759 5.164 4.242 95.353 16.210 5.164 6.949

127.185 22.426 104.759 5.164 3.548 96.047 16.328 5.164 7.644

127.185 22.426 104.759 5.164 2.783 96.812 16.458 5.164 8.408

127.185 22.426 104.759 5.164 1.942 97.653 16.601 5.164 9.249

10

127.185 22.426 104.759 5.164 1.017 98.578 16.758 5.164 10.174 18.297 77.465 77.358 77.239 77.109 76.967 95.106

VAN= 168.749 mUS$ TIR= 89,14% IVAN= 2,45


124

Capítulo 9

8.6

Conclusiones

Análisis de Sensibilidad

8.6.1 Financiamiento Se realizó un análisis de sensibilidad a las distintas posibilidades de financiamiento para la inversión, esto es, los distintos porcentajes de capital propio a tener. Tabla 8-12: Capital Propio v/s TIR

Capital propio 100 80 60 50 40 20

TIR 55,8 64,9 78,9 89,1 103,2 156,6

180 160 140 120 100 R I T 80 60 40 20 0 0

20

40

60

80

100

120

Capital Propio

Gráfico 8-53: Análisis Capital Propio

Como se ve en el gráfico anterior a medida que disminuye el capital propio la inversión se hace más rentable, ya que el TIR aumenta.


125

Capítulo 9

Conclusiones

8.6.2 Variación °API Análisis de Sensibilidad según los ºAPI. Determinaremos la diferencia de precios por variación de ºAPI, con respecto al ºAPI del crudo que se procesa actualmente. Como referencia se tomará un crudo con 31ºAPI.

Tabla 8-13: Variación ºAPI v/s TIR

Variación ºAPI 0 1 2 3 4 5 6 7 8

TIR -10,92 21,55 51,87 80,40 108,55 136,60 164,62 192,64

Análisis de Sensibilidad a la variación °API 10 8

I P A º / $ S U

6

TIR

4

TMAR

2 0 -50

0

50

100

150

200

250

TIR Gráfico 8-54: Análisis de Sensibilidad a la variación º API


126

Capítulo 9

Conclusiones

Como se puede apreciar en el gráfico anterior, a medida que aumenta la diferencia entre el los ºAPI procesados actualmente y los ºAPI futuros a procesar con la planta coker, más rentable se hace la inversión de esta planta.

8.6.3 Variación precios por °API (US$/°API) Es importante realizar un análisis de sensibilidad de la variación del precio del crudo por grado API. Tabla 8-14: Variación US$/°API v/s TIR

Variación US$/ºAPI 0,25 0,3 0,35 0,4 0,45 0,5 0,55 0,6 0,65 0,7 0,75 0,8


TIR -0,3 11,0 20,8 29,8 38,4 46,8 55,0 63,1 71,1 79,1 87,1 95,0

127

Capítulo 9

Conclusiones

Variación US$/ªAPI v/s TIR 1 0,8 I P A ª / $ S U

0,6

TIR

0,4

TMAR

0,2 0 -20

0

20

40

60

80

100

TIR

Gráfico 8-55: Análisis de sensibilidad a US$/°API

Se puede concluir que el análisis más significativo es el costo barril ºAPI, puesto que los crudos procesados siempre tendrán un rango de los grados API definido, manejable por la empresa, no así el precio del barril de crudo.


128

Capítulo 9

Conclusiones

CAPITULO 9

CONCLUSIONES


129

Capítulo 9

9

Conclusiones

CONCLUSIONES Este trabajo se inicio con la elección de un tipo de planta para el procesamiento de

hidrocarburos pesados para su posterior incorporación a una refinería. Las plantas que fueron analizadas son las siguientes: Visbreaking, Hidrocracking, Cracking Catalítico y Coker. Producto de un estudio realizado a estas plantas llegamos a la conclusión de que la que aportaba los mayores rendimientos de conversión era la Planta de Coker, llegando a un rendimiento de casi un 70%. Una de las características más importantes de esta planta es que se alimenta con pitch. El pitch es producto de fondo de topping, por esta razón, esta planta nos da la oportunidad de la compra de crudo a menor costo, ya que un crudo más pesado, con menor grado API, produce más fondo, el cual puede ser procesado en la Planta de Coker y de esta manera conseguir un ahorro considerable en la compra de crudos. Respecto al diseño de los equipos y a pesar de la dificultad en la obtención de datos de proceso, fue posible realizar el diseño de los

equipos más representativos, los que se

aproximaron bastante a la bibliografía existente para este tipo de plantas. Desde el punto de vista de diseño mecánico la Debutanizadora E-3053 fue uno de los equipos de mayor complejidad, ya que se consideraron dos diámetros diferentes para su diseño, lo que dificultó los análisis de esfuerzos. El Horno B-3001 también presento complicaciones tanto en el diseño como en la estimación del número de tubos requeridos, ya que existe escasa información sobre este tipo de equipos. De la evaluación económica se puede concluir que una Planta de Coker para el procesamiento de Hidrocarburos es muy rentable, esto si se considera la compra de crudos más pesados. Los crudos mas pesados tienen menores ° API y un precio de compra considerablemente mas bajo, por lo que a mayor diferencia de ° API mayor será la rentabilidad. Actualmente se procesan crudos de aproximadamente 31º API y según el análisis de sensibilidad realizado, se originan ganancia a partir de una diferencia de 3° API hacia delante. Lo que hace atractivo desde el punto de vista económico la inversión en una Planta de Coker.


130

Capítulo 9

Conclusiones

de crudo más pesados con altos contenidos de fondos, hacen que la implementación de un planta de coker, la cual procesa la mayor cantidad de fondos es una inversión muy beneficiosa.

ANEXO A

Diseño de Equipos


131

Anexo A

Anexo Diseño de Equipos

A. DISEÑO DE EQUIPOS Acumulador Tabla A-1: Datos Estructurales Material Densidad material Esfuerzo Admisible Máximo Esf adm. Factor Soldadura Factor corrosión

SA 283 7.850 4.218,4 889,39 0,9 3

kg/m3 kg/cm2 kg/cm2

Determinación de espesores Tope de columna. Datos de operación:

Tabla A-2: Datos Operacionales Acumulador Presión de operación Presión hidrostática Presión total Diámetro Radio Interno Radio Interno

kg/cm2 kg/cm2 kg/cm2 mm mm

0,7 0,51 1,21 3.000 1.500

Cálculo de espesor de carcasa por teoría ASME.

t =

P ⋅ r i σ adm ⋅ E − 0,6 ⋅ P

t C =

Ec (A.1.1)

1,21 *1500 = 2, 27 889,39 * 0,9 − 0,6 *1,21

t C = 2,27 + 3 = 5,27 ≈ 6 mm


132

Anexo A


Espesor de Cabezal Toriesférico.

Tabla A-3: Datos Cabezal Le Sf Icr

mm 2.000 mm 114,3 mm 150

1  L  M = *  3 + 4  icr  t CB

=

Ec (A.1.2)

P * L * M 2 * Fadm * E − 0,2 * P

Ec (A.1.3)

1  2.000  M = *  3 + = 1,66 4  150  t CB

=

1,21 * 2.000 * 1,66 = 2,5 [mm] 2 * 889,39 * 0,9 − 0,2 *1.,21

t CB

=

2,5 + 3 = 5,5 ≈ 6 [mm] Estandarizado

Análisis de Esfuerzos •

Esfuerzos por operación.

Tabla A-4: Datos diseño de Tope Presión H do ro ri t-C fx =

P * do 4 * (t − C )


1,1866 7 3.012 1506 1500 3

bar m mm mm mm mm Ec (A.1.4)

133

Anexo A

fx =


10,826 *1426 4 *10

•

=

298 [bar ]

Esfuerzos por cargas muertas:

Carcasa Wc = π * (r o2 − r i 2 ) * x * ρ * g

Ec (A.1.5)

Wc = π * (1,506 2 − 1,5 2 ) * 7.850 * 9,8 * x = 4.358,98 * x [ N ] Masa carcasa: 3.113,57 [kg]. fc = ρ * g * h

Ec (A.1.6) fc = 7.850 * 9,8 * x = 76.930 * x [ Pa ] fc = 0,769 * x [bar ] Cabezal: Deq = do +

2 do + 2 * Sf + * icr 42 3

Deq = 3.012 +

Ec (A.1.7)

3.012 2 + 2 * 114,3 + * 150 = 3.412,31 [mm] 42 3

Wcab = π * Deq 2

* t CB * ρ * g 4

Wcab = π * 3,412 2 *

Ec (A.1.8)

0,006 * 7.850 * 9,8 = 4.220,41 [ N ] 4

Masa cabezal: 430,74 [kg] fcab =

Wcab π * do * (t − C )

fcab =

4.220,41 = 148.671,78 [ Pa ] π * 3,012 * 0.003

Ec (A.1.9)

fcab = 0,1486 [bar ]


134

Anexo A


Aislante:

Tabla A-5: Datos de Aislante Material Densidad Espesor d a

=

d o

d a

=

3.012 + 2 * 127 = 3266 [mm]

+

Silicato 275 127

kg/m3 mm

2 * t a

Ec (A.1.10)

Ec (A.1.11)

Wa = π * da * ta * x * ρ a * g

Wa = π * 3,266 * 0,127 * 275 * 9,8 * x = 3511,79 * x [ N ] Masa aislante: 2.508,42 [kg] fa =

Wa π * do * (t − C )

fa =

3.511,79 * x = 123.709,32 * x [ Pa ] π * 3,012 * 0,003

Ec (A.1.12)

fa = 0,1237 * x [bar ] Accesorios:

Tabla A-6: Cargas Muertas Diámetro Plataforma Diámetro Interno Masa por superficie Masa lineal con cierre Largo Escala


5,4 3,4 171 37 8

m m kg/m2 kg/m m

135

Anexo A


Superior

Plataforma 3,4

5,4

Área Plataforma : A PLAT =

π * (5,4 2

π * (d o2

− 3,4

4

2

− d i

)

Ec (A.1.13)

4 2

)

= 13,82

[m 2 ]

Masa Plataforma: 13,82*171=2.363,22 [kg] Escaleras: Masa lineal escalera: 37 [kg/m] Masa total accesorios: masa plataforma + masa escalera Masa Accesorios: 2.363,22 + 37*8 = 2.659,22 [kg] Wac: 2.363,22*9,8 + 37*9,8*x = 23.159,55 + 362,6*x [N] fac =

Wac π * do * (t − C )

fac =

23.159,55 + 362,6 * x = 815.838 + 12.773,26 * x [ Pa ] π * 3.012 * 0,003

Ec (A.1.14)

fac = 8,158 + 0,12773 * x [bar ] Total Esfuerzos por Cargas Muertas (Peso Muerto)

f PM = fc + fcb + fa + facc f PM

=

Ec (A.1.15)

0,769 * x + 0,1486 + 0,1237 * x + 8,158 + 0,12773 * x


136

Anexo A


f PM = 1,04743 * x + 8,3066 [bar ] Masa total peso muerto: 8.712,46 [kg]

Esfuerzos por viento Tabla A-7: Datos de Viento Vv Vv B Fs Fh

100 54 29,92 0,6 1

Pw = 0,004 *

B 2 * v * Fs * Fh 30

Pw = 0,004 *

 lbf  29,92 * 54 2 * 0,6 *1 = 6,979  2  30  pie 

km/hra mi/hra pulg Hg

Ec (A.1.16)

Pw = 334,04 [ Pa] Pw * def * x 2 fw = π * ro 2 * (t − c)

Ec (A.1.17)

def = do + 2 * ta + diametros de cañerías si las hubiese

def = 3.266 [mm] fw =

334,04 * 3,266 * x 2 2 = 25518,96 * x [ Pa] 2 2 * π *1,506 * 0,003

fw = 0,25518 * x 2 [bar ]

•

Esfuerzos por Sismo

Tabla A-8: Periodo zona sismica C Zona 3

T < 0,4 0,2


0,4>T<1 0,08/T

T>1 0,08

137

Anexo A

T =


w * H T 4 E * r o 3 * t

Ec (A.1.18)

Masa total de columna: 8712,46 [kg] Masa total w : masa lineal : H T w=

T =

8712,46  kg  = 1244,64  m  7 1244,64 * 7 4 2,07 * 1011 *1,506 3 * 0,003

=

0,037

C = 0,2 x C *W * x 2 * (h − ) 3 fs = 2 2 π * ro * t * h

Ec (A.1.19)

W: peso total: 8.712,46*9,8= 85.382,11 [N]

fs =

 x  0,2 * 85.382,11 * x 2 *  7 −   3  = 114.124,1 * x 2 − 5.434,48 * x 3 π * 1,506 2 * 0,003 * 7 2

fs = 1,11412 * x 2 − 0,05434 * x 3 Determinación de controlante para altura total: fw = 0,25518 * 7 2

= 12,5

[bar ]

fs = 1,11412 * 7 2 − 0,05434 * 7 3 fs > fw

=

35,95 [bar ]

Por lo tanto, Esfuerzo controlante es el sismo


138

Anexo A


Diseño Intercambiador de Calor C-3006 Tabla A-9: Datos de Corrientes

Producto

Carcasa

Tubo

Pitch Alimentado

GOP ?

Flujo másico

kg/h

204964,5

Flujo volumétrico

m3/h

225,23

kcal/kgºC

0,6

0,672

Densidad

kg/m3

910

800

Viscosidad

cp

88

0,5

kcal/hm2ºC

0,085

0,06

2

12



ºC

210

336

Temperatura Salida

ºC

234

239

Coeficiente de Transferencia de Calor de Tabla Ud: 146,47 [kcal/h m 2 C] (30 [Btu/h pie2ºF]) (Anexo C Tabla C-1)

Tabla A-10: Datos de Tubos Largo tubos Lt

20

pie

6,096

A de tr (at)2

0,1963

pie2/pie

A de fl x tb

0,302

pie2

Diámetro ext

0,75

pulg

0,01905

m

Pt

1

pulg

0,0254

m

Diámetro int

0,62

pulg

0,015748

m

Arreglo

Cuadrado

0,05983224

m m2/m

0,0001948383 m2

Balance de energía. 2

Datos de tubos Anexo C Tabla C-3


139

Anexo A


Q = m1 ⋅ cp1 ⋅ (∆T 1 )

Ec (A.2.1)

m1 ⋅ cp1 ⋅ (∆T 1 ) = m2 ⋅ cp2 ⋅ (∆T 2 )  kcal   h 

Q = 204.964,5 * 0,6 * (234 − 210) = 2.951.488,8 

m2

=

Q  kg  = 45.279,35 h cp2 * (∆T 2 )  

∆TLMDT =

∆T '1 − ∆T '2

Ec (A.2.2)

 ∆T '1  ln   ∆T '2 

�T1 �T2

∆TLMDT =

R =

T 1 − T 2 t 1 − t 2

Ec

(A.2.3)

58,04 º C

S =

t 2 − t 1 T 1 − t 1

Ec (A.2.4)

R= 0,247 S= 0,77 De Gráfica de factor de corrección de LMDT: Ft=0.953 Ecuación de diseño.

3

Tabla de anexo C Gráfico C-3


140

Anexo A


Ec (A.2.5)

Q = A ⋅ Ud ⋅ ∆T

A =

Q Ud ⋅ ∆TLMDT ⋅ Ft

Ec (A.2.6)

A = 361,62 m 2 A L ⋅ at

Ec (A.2.7)

N º tubos = 991,21

Ec (A.2.7)

N º Tubos =

Nº tubos4=1.024 Areal = 373,58 [m 2 ]

Ec (A.2.6)

Ds= 0,9906 [m] Ud =

Q Areal ⋅ ∆TLMDT ⋅ Ft

Ec (A.2.8)

 kcal  2  h ⋅ m ⋅º C 

Ud real = 144,8 

Análisis por tubo: Velocidad por tubo:

m at ⋅ sg ⋅ ρ pitch

Ec (A.2.9)

N º t ⋅ aft n

Ec (A.2.10)

at = 0,01662 [m 2 ]

Ec (A.2.10)

m vt = 1    s 

Ec (A.2.9)

v=

at =

Cálculo de hio: Los cálculos de los coeficientes de transferencia de calor tanto de tubos como de carcasa se realizarán en unidades de sistema internacional. 0.027 ⋅ k ⋅12  Di ⋅ ρ ⋅ v  hio = ⋅  µ  De  

0.8

1

 cp ⋅ 2.42 ⋅ µ  3 ⋅  k  

Ec (A.2.11)

4

Nº tubos tabla ……anexo C Tabla C-2


141

Anexo A




Btu   2  h ⋅ pie ⋅º F 

hio = 196,15 

 kcal  2  h ⋅ m ⋅º C 

hio = 957,716 

Análisis para la carcasa. Velocidad por carcasa.

as =

Ds ⋅ c ⋅ B Pt

=

0,188 [m 2 ]

Ec (A.2.12)

c = Pt − De = 0,00635

Ec (A.2.13)

B= 0,762 [m] v=

m as ⋅ sg ⋅ ρ agua

=

m 0,33    s 

Ec (A.2.14)

Calculo de ho: ho =

0.36 ⋅ k ⋅12  Deq ⋅ v ⋅ ρ  ⋅   µ Deq  

0.55

 cp ⋅ 2.42 k 

⋅

1 ⋅ µ  3

 

Ec (A.2.15)

Diámetro Equivalente para arreglo cuadrado: 2

Deq =

4 ⋅ Pt 2 − π ⋅ do 4 π ⋅ do

Deq = 0,947[ pu lg] 

Btu   2  h ⋅ pie ⋅º F 

ho = 50,277 


Ec (A.2.16) Ec (A.2.16) Ec (A.2.15)

142

Anexo A


 kcal  2  h ⋅ m ⋅º C 

ho = 245,47  1 Uc

=

1 1 + hio ho

Ec (A.2.17)

 kcal  2  h ⋅ m ⋅º C 

Uc = 195,39 

Factor de ensuciamiento:

1 1 − Rd = Ud Uc

 h ⋅ m 2 ⋅º C  = 0,0019    kcal 

Ec (A.2.18)

Caída de Presión: Tubos: f ⋅ L ⋅ n ⋅ Gt 2 ∆ Pt = 5,22 ⋅ 1010 ⋅ Di ⋅ sg

Ec (A.2.19)

Gt =

m at

Ec (A.2.20)

4 ⋅ n  v 2   ∆ Pr = ⋅ sg  2 g 

Ec (A.2.21)

∆ Ptotal = ∆ Pt + ∆ Pr

Ec (A.2.22)

 Di ⋅ ρ ⋅ v  Re =   = 23.825,35 

µ



Ec (A.2.23)

f = 0,00022 5 ∆ Pt =

 lbf  7,61  2   pie 

 v 2    =0,04  2 g  ∆ Pr =

Ec (A.2.19)

(Anexo C Gráfico C-5)

 lbf  2,4  2   pie 

Ec (A.2.21)

[ psi]

Ec (A.2.22)

∆ Ptotal = 10

5

Buscar en anexo C Gráfico C-3


143

Anexo A


Carcasa

f ⋅ Gs 2 ⋅ (n + 1) ⋅ Ds 5.22 ⋅ 1010 ⋅ Deq ⋅ sg

∆ Pc =

Gs =

Ec (A.2.24)

m as

n +1 =

12 ⋅ L B

Ec (A.2.25) Ec

(A.2.26)  Di ⋅ ρ ⋅ v  Re =   = 82,52 

µ



Ec (A.2.23)

 lb  Gs = 222.458,5  2   pie ⋅ h 

Ec (A.2.26)

f = 0,007 6 n +1 = 8 ∆ Pc =

6

2,4 [ psi]

Ec (A.2.25) Ec (A.2.24)

Datos de factor de fricción en anexo C Gráfico C-4


144

Anexo A


DEBUTANIZADORA E-3053 Desarrollo de Columna. Tabla A-11: Condiciones Operacionales Temperatura Presión

Alimentación 173 15

Tope 55 11,04

Fondo 199 11,34

Tabla A-12: Concentración componentes claves lk nC4 hk C5

Alimentación 0,025 0,145

Tope 0,1513 0,001

Fondo 0,0053 0,12

Componentes claves: Clave ligero: normal butano, nC4.

α prom = α t ⋅ α f Ec (A.3.1)

Clave pesado: Pentano, C5.

α prom = 2,29 * 2,62

=

2,45

Tabla A-13: Volatilidades Relativas Tope lk nC4 hk C5

Ki 0,55 0,21

Fondo α 2,62 1

Ki 4,8 2,1

α 2,29 1

Promedio 2,45 1

Determinación Número mínimo de etapas según ecuación de Fenske:   xd , lk * xb, hk    log  xd , hk * xblk     N min =   Ec (A.3.2) log(α prom)    

  0.1513 * 0.12    log   0 . 001 * 0 . 0053    = 9.096 N min =   log (2.446 )    

Por lo tanto el número mínimo de etapas teóricas es 9. Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

145

Anexo A


Cálculo de Reflujo mínimo: α rh * x fr ∑ α rh − θ = 1 − q

∑

α rh * x dr = 1 + Rm α rh − θ

Ec (A.3.3) Ec (A.3.4)

Determinación de θ: 8.7 *1.25 E 5 8.7 − θ −

+

6.15 * 0.00098 3.7 * 0.0253 3.38 * 0.0636 2.15 * 0.0064 2.11* 0.021 2.07 * 0.025 1 * 0.15 0.58 * 0.156 + + + + + + + + 6.15 − θ 3.7 − θ 3.38 − θ 2.15 − θ 2.11 − θ 2.07 − θ 1 − θ 0.58 − θ

0.323* 0.156 0.192 * 0.2 0.115 * 0.156 0.073* 0.031 + + + =0 0.323 − θ 0.192 − θ 0.115 − θ 0.073 − θ

Reflujo mínimo: Rmin 8.7 * 9.06 E 5 8.7 − θ −

+

6.15 * 0.0072 3.7 * 0.1835 3.38 * 0.46 2.15 * 0.044 2.11 * 0.13 2.07 * 0.1513 1* 0.001 0.58 * 0.001 + + + + + + + 6.15 − θ 3.7 − θ 3.38 − θ 2.15 − θ 2.11 − θ 2.07 − θ 1 − θ 0.58 − θ

0.323 * 0.001 0.192 * 0.001 0.115 * 0.001 0.073 * 0.001 + + + = 1 + Rm 0.323 − θ 0.192 − θ 0.115 − θ 0.073 − θ

Tabla A-14: Volatilidades Alimentación

lk nC4 hk C5

Alimentacion Ki α 2,7 2,08 1,3 1

Reflujo mínimo debe estar entre los valores de volatilidades relativas de los claves ligero y pesado en la alimentación.

De Ec (A.3.3) y Ec (A.3.4) Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

146

Anexo A


Tabla A-15: Reflujo mínimo. θ 0,0745 0,1283 0,2383 0,399 0,742 1,627

Rm -0,042 0,0133 0,0623 0,137 0,334 1,68

Rm= 1,68 R= Rm*1,25

Ec (A.3.5)

R= 1,68*1,25= 2,1 Según método de Gilliland, ver coodernadas: R − R min R + 1 Interceptando con la curva eje y= 0.56 x = Eje x=eje 0,135

0.56 =

N − 9 +1

eje y =

N − N min +1

N = 22

Número platos teóricos= 22

Cálculo de Eficiencia. Tabla A-16: Propiedades Líquidas Eficiencia de O’connel Interceptar el eje x con la curva. x =

m ⋅ PM ⋅ µ L ρ L

x =4.14 × 10

Ec (A.3.6)

m Pm [kg/kgmol] µ [kg/m s] ρ [kg/m3]

1,8 115 0,00011 550

−5

η = 0 ,58


147

Anexo A


Platos reales =

Platos reales =

Platos teóri cos

Ec (A.3.7)

η

22 = 38 0,58

Número de platos reales: 38

Diámetro de columna. Diámetro superior: Datos cálculo densidad gas:

Tabla A-17: Propiedades de Gas Tope Pseudocritica Tseudocritica Temperatura Presión Pm R w

4185,29 382,77 328 1082,15 48,9 8,314 0,163

Kpa K K Kpa Kg/Kgmol (m3Pa)/(molK)

Cálculo de densidad de gas real: ρ =

P ⋅ Pm Z ⋅ R ⋅ T

Z = Z 0 + wZ 1

Z 0 = 1 + B 0

Ec (A.3.8) Ec (A.3.9)

P r T r

P 1097 ,36 = P C 4185 ,29

T r =

T T C

328 382,77

P r T r

Ec (A.3.10) Ec (A.3.11)

P r =

=

Z 1 = B 1

=

=

0, 258

0,856


Ec (A.3.12) Ec (A.3.13)

148

Anexo A


B 0 = 0,083 −

0,422 T r 1.6

B1 = 0,139 −

0,172 T r 4.2

Z 0 = 1 − 0,458 ∗

Z 1 = (− 0,191)*

=

=

0,083 −

0,139 −

0,262 0,856

=

0, 422 0,856 1.6

0,172 0,856 4.2

Ec (A.3.14)

= − 0, 458

Ec (A.3.15)

= − 0,191

0,86

Ec (A.3.11)

0,258 = −0,057 0,856

Ec (A.3.10)

Z = 0,86 + 0,163 * (− 0,058) = 0,85

Ec (A.3.9)

Densidad de gas: ρ =

1082,15 * 48,9  Kg  = 22,76 m3  0,85 * 8,314 * 328  

Ec (A.3.8)

Datos operacionales y factores:

Tabla A-18: Datos Operacionales y Factores ρ liq L V σ f Ff Fha F LV =

L ρ g V ρ l

F LV

25.189 22,76 =0,176 30.502 501

=


501 25.189 30.502 6,61 0,85 1 1

Kg/m3 Kg/hr Kg/hr dinas/cm

Ec (A.3.16)

149

Anexo A


Por gráfico de capacidad de arrastre de espumamiento por plato Fig……. Espaciamiento 24”. Cfs: 0,29 [pie/s] Cfs: 0,088 [m/s] C = Cfs * F F * F HA * F ST

Ec (A.3.17)

0 .2

σ  F ST =     20 

 6,61  F ST =    20 

Ec(A.3.18).

0, 2

=

0,801

C = 0,088 * 1 * 1 * 0,801 = 0,07 [m/s]  ρ − ρ  v = C *  l g   ρ g 

1

2

=

0,07 *

501 − 22,76 22,76

=

0,32 [m s ]

Ec (A.3.19)

v = 1152 [m/hra]

Ad At

=

0,1 +

( F LV − 0,1) (0,176 − 0,1) = 0,1 + = 0,108 9 9

  4 * V Dt =    f * v * π * (1 − Ad At ) * ρ g 

1

Ec (A.3.20)

2

  4 * 30.502 Dt =    0,85 * 1.152 * π * (1 − 0,108) * 22,76 

Ec (A.3.21)

1

2

= 1,397

[m]

Dt ≅ 1,4 [m] Diámetro inferior: Tabla A-19: Propiedades Gas Fondo.


150

Anexo A


Pseudocritica Tseudocritica Temperatura Presión Pm R w

Kpa K K Kpa Kg/kmol 3 (m Pa)/(molK)

2.610,29 555,37 456 1.111,54 74,6 8,314 0,001

Tabla A-20: Propiedades Fluido ρ liq L V σ


519,5 109,132 38,856 5,333

Tabla A-21: Factores f Ff Fha

0,85 1 1

Tabla A-22: Resultados factores gas real Bo B1 Z1 Zo w Z

ρ g

=

-0,496 -0,255 -0,132 0,743 0,001 0,743

 Kg  29,43  3  m 

F LV = 0,668

Ec (3.16)

De tabla de seiderdsfdsdf


151

Anexo A


Cfs: 0,19 [pie/s] Cfs: 0,058 [m/s]  5,333  F ST =    20 

0, 2

=

0,767

Ec (A.3.18)

C: 0,44 [m/s]

Ec (A.3.17)

v: 0,181 [m/s]

Ec (A.3.19)

v: 653 [m/hra]

Ad At

0,163

Ec (A.3.20)

Dt: 1,9 [m]

Ec (A.3.21)

=

Diseño Mecánico y Análisis de Esfuerzos.

Tabla A-23: Datos estructurales Debuta Material Densidad material Esfuerzo Admisible Máximo Esf adm. Factor Soldadura Factor corrosión

SA 283 kg/m 7.850 kg/cm2 4.218,4 kg/cm2 889,39 0,9 3 3

Debido a que la torre E-3053 fue dividida en dos diámetros el diseño mecánico se realizará en dos partes para el cálculo de los espesores, no así para la determinación de esfuerzos que se harán con la torre completa.

Determinación de espesores Tope de columna. Datos de operación:


152

Anexo A


Tabla A-24: Datos de Columna Tope Presión Diámetro Radio interno

kg/cm2 mm mm

11,04 1.400 700

Cálculo de espesor de carcasa por teoría ASME.

t C =

11,04 * 700 889,39 * 0,9 − 0,6 * 11,04

=

9,73 Ec (A.1.1)

t C = 9,73 + 3 = 12,73 ≈ 13 mm Espesor de Cabezal Toriesférico.

Tabla A-25: Datos Cabezal Le Sf Icr

mm 1.400 mm 76,2 mm 150

1  1.400  M = *  3 + = 1,51 4  150 

Ec (A.1.2)

11,04 *1.400 *1,51 = 14,59 [mm] 2 * 889,39 * 0,9 − 0,2 *11,04

t CB

=

t CB

= 14,59 + 3 = 17,59 ≈ 18 ≅

Ec (A.1.3)

20 [mm] Estandarizado

Fondo de columna Datos de operación:


153

Anexo A


Tabla A-26: Datos Columna Fondo E-3053 Presión Diámetro Radio interno

kg/cm2 mm mm

11,44 1.900 950

Cálculo de espesor carcasa:

t =

11,44 * 950 = 13,69 [mm] 889,39 * 0,9 − 0,6 * 11,44

Ec (A.1.1)

t C = 13,69 + 3 = 16,69 ≈ 17 ≅ 20 [mm] Estandarizado Análisis de Esfuerzos en el Tope •

Esfuerzos por operación.

Tabla A-27: Datos de Diseño Fondo E-3053 Presión H do ro ri t-C

fx =

10,826 *1426 4 * 10

=

bar 10,826 m 12,5 mm 1.426 mm 713 mm 700 mm 10

385,9 [bar ]

Ec (A.1.4)

Esfuerzos por cargas muertas: Carcasa

Wc = π * (0,713 2 − 0,7 2 ) * 7.850 * 9,8 * x = 4.439,47 * x [ N ]

Ec (A.1.5)

Masa carcasa: 5.662,59 [kg].


154

Anexo A


fc = 7.850 * 9,8 * x = 76.930 * x [ Pa ] fc = 0,769 * x [bar ]

Ec (A.1.6)

Cabezal:

Deq = 1.426 +

1.426 2 + 2 * 76, 2 + * 150 = 1.712,35 [mm ] 42 3

Ec (A.1.7)

0,02 * 7.850 * 9,8 = 3.541,8 [ N ] 4

Ec (A.1.8)

Wcab = π *1,712 2 *

Masa cabezal: 361,4 [kg]

fcab =

3.541,8 = 79.059,6 [ Pa ] π *1,426 * 0.010

Ec (A.1.9)

fcab = 0,7906 [bar ] Aislante:

Tabla A-28: Datos de Aislante E-3053 Material Densidad Espesor

d a

= 1.426 +

Silicato kg/m 275 mm 101,6 3

2 * 101,6 = 1629,2 [mm]

Wa = π *1,6292 * 0,1016 * 275 * 9,8 * x = 1401,45 * x [ N ]

Ec (A.1.10) Ec (A.1.11)

Masa aislante: 1.787,56 [kg]

fa =

1.401,45 * x π * 1,426 * 0,010

=

31.283 * x [ Pa ]


Ec (A.1.12)

155

Anexo A


fa = 0,3128 * x [bar ] Accesorios:

Tabla A-29: Cargas Muertas Tope E-3053 Diámetro Superior

m

3,6

Diámetro Inferior

m

1,6

Masa por superficie

kg/m2

171

Masa lineal con cierre

kg/m

37

Largo Escala Peso por plato Número de Platos

m kg/m 2

12,5 26 19

Plataforma Superior Superior

Plataforma 1,6

3,6

Área Plataforma : A PLAT =

π * (3,6 2

4

π * (d o2

− 1,6

2

− d i

)

Ec (A.1.13)

4 2

)

= 8,168

[m 2 ]

Masa Plataforma: 8,8168*171=1.396,75 [kg] Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

156

Anexo A


Escaleras: Masa lineal escalera: 37 [kg/m] Platos:

A PLatos :

π *1, 4 2

4

= 1,54

[m 2 ]

o * Peso por plato A Platos * N Platos Peso lineal : Altura

Peso lineal :

1,54 * 19 * 26 12,5

=

Ec (A.3.22)

 kg   m 

60,83 

Masa total accesorios: masa plataforma + masa escalera + masa platos. Masa Accesorios: 1.396,75 + (37 + 60,83)*12,5 = 2.619 [kg] Wac: 1.396,75*9,8 + (37 + 60,83)*9,8*x = 13.688,2 + 958,73*x [N]

fac =

13.688,2 + 958,73 * x = 3.055.461 + 21.400 * x [ Pa ] π *1,426 * 0,01

Ec (A.1.14)


f PM = fc + fcb + fa + facc f PM

=

Ec (A.1.15)

0,769 * x + 0,7906 + 0,3128 * x + 3,0554 + 0,214 * x

f PM = 1,2958 * x + 3,846 [bar ] Masa total peso muerto: 10.431,427 [kg]

Esfuerzos por viento Tabla A-30: Datos viento E-3053 Vv Vv B Fs


km/hra 100 mi/hra 54 pulg Hg 29,92 0,6

157

Anexo A

Fh =

H T 30


=

30,2 = 1,0067 30

Ec (A.3.23)

Pw = 0,004 *

B 2 * v * Fs * Fh 30

Pw = 0,004 *

 lbf  29,92 * 54 2 * 0,6 *1,0067 = 7,02  2  30  pie 

Ec (A.1.16)

Pw = 336,12 [ Pa] def = do + 2 * ta + diametros de cañerías si las hubiese

def = 1629,2 [mm] fw =

336,12 *1,629 * x 2 2 = 17.141,8 * x [ Pa ] 2 2 * π * 0,713 * 0,01

Ec (A.1.17)

fw = 0,17141 * x 2 [bar ]

•

Esfuerzos por Sismo

Tabla A-31: Período Zona sísmica C Zona 3

T < 0,4 0,2

0,4>T<1 0,08/T

T>1 0,08

Masa total de columna: 10.471,5[kg]

Masa total w : masa lineal : H T w= T =

10.471,5  kg  = 346,7  m  30,2

346,7 * 30,2 4 2,07 *1011 * 0,7133 * 0,01

=

0,62


Ec (A.1.18)

158

Anexo A

C =

0,08 T

C =

0,08 0,62


Ec (A.3.24) =

0,129

W: peso total: 10471,5*9,8= 102.621 [N]

x   0,129 *102.621 * x 2 *  30,2 −  3   fs = π * 0,713 2 * 0,01 * 30,2 2

=

27.446,7 * x 2 − 302,94 * x 3

Ec (A.1.19)

fs = 0,27446 * x 2 − 0,00302 * x 3 Determinación de controlante para altura total:

fw = 0,17141 * 30,2 2

= 156,33

[bar ]

fs = 0,27446 * 30,2 2 − 0,00302 * 30,23 = 167,137 [bar ] fs > fw


Análisis de Esfuerzo en el Fondo •

Esfuerzos por Operación

Tabla A-32: Datos diseño fondo Presión H do ro ri t-C

fx =

11,22 * 1.940 4 * 17

=

320 [bar ]


bar m mm mm mm mm

11,22 17,7 1.940 970 950 17

Ec (A.1.4)

159

Anexo A

•


Esfuerzos por cargas muertas

Carcasa:

Wc = π * (0,97 2 − 0,95 2 )* 7.850 * 9,8 * x = 9.280,62 * x [ N ]

Ec (A.1.5)

Masa carcasa: 16.761,9 [kg]

fc = 7.850 * 9,8 * x = 76.930 * x [ Pa]

Ec (A.1.6)

fc = 0,769 * x [bar ] Aislante:

Tabla A-33: Datos Aislante Fondo Material Densidad Espesor

d a

=

Silicato kg/m3 275 mm 101,6

2.143,2 [mm]

Ec (A.1.10)

Wa = π * 2,143 * 0,1016 * 275 * 9,8 * x = 1.843,42 * x [ N ]

Ec (A.1.11)

Masa aislación: 3.329,7 [kg]

fa =

1.843,42 * x = 17.792 * x [ Pa ] π * 1,94 * 0,017

Ec (A.1.12)

fa = 0,17792 * x [bar ] Accesorios: Tabla A-34: Datos cargas muertas fondo

Diámetro Superior

m

4,1

Diámetro Inferior

m

2,1

Masa por superficie

kg/m2

171

Masa lineal con cierre

kg/m

37

Largo Escala Peso por plato Número de Platos


m kg/m 2

17,7 26 19

160

Anexo A


Plataforma: Inferior

Plataforma

2,1

4,1

A PLAT =

π * ( 4,12

− 2,1

2

4*2

)

=

4,87 [m 2 ]

Masa Plataforma: 4,87*171=832,77 [kg] Escaleras: Masa lineal escalera: 37 [kg/m] Platos:

A PLatos

=

π * 1,9 2

4

Peso lineal =

=

2,83 [m 2 ]

2,83 * 19 * 26 17,7

=

 kg   m 

79,13 

Masa Accesorios: 832,77 + (37 + 79,13)*17,7= 2.888,2 [kg] Wac = 832,77*9,8 + (37 + 79,13)*9,8*x = 8.161 + 1.138*x [N]

fac =

8.161 + 1.138 * x π * 1,94 * 0,017

=

78.766,7 + 10.983,52[ Pa ]

Ec (A.1.14)


f PM

=

0,769 * x + 0,17792 * x + 0,7876 + 0,10983 * x

f PM = 1,0807 * x + 0,7876 [bar ]


Ec (A.1.15)

161

Anexo A


Masa total Fondo: 22.979,94 [kg] Masa total columna: Masa Tope + Masa Fondo Masa Total: 10.431,42 + 22.979,94 = 33.411,36[kg] •

Esfuerzos por viento

Tabla A-35: Datos para fw fondo Fs Fh Pw Def

336,27 * 2,143 * x 2 fw = 2 * π * 0,97 2 * 0,017 fw = 0,0717 * x 2 [bar ]

•

w= T = C =

=

0,6 1 336,27 Pa 2,143 m

7.170,31 * x 2 [ Pa ]

Ec (A.1.17)

Esfuerzos por Sismo

33.525,1 = 1.110,1 30,2

1.110,1* 30,2 4 2,07 *1011 * 0,97 2 * 0,017 0,08 0,536

=

=

0,536

Ec (A.1.18)

0,149

Ec (A.3.24)

W= 33.525,1*9,8= 328.546 [N]

fs =

x   0,149 * 328.546 * x 2 *  30,2 −  3   π * 0,97 2 * 0,017 * 30,22

=

32.257,7 * x 2 − 356 * x 3 [ Pa]

Ec (A.1.19)

fs = 0,32257 * x 2 − 0,00356 * x 3 [bar ]


162

Anexo A


Determinación de controlante para altura total:

fw = 0,0717 * 30,2 2

=

65,4 [bar ]

fs = 0,32257 * 30,2 2 − 0,00356 * 30,2 3 = 196,14 [bar ] fs > fw


Análisis Combinados de Esfuerzos Equipo Operativo

El análisis combinado en la columna se hará por alturas considerando los distintos diámetros. A continuación se presenta una tabla con los valores de los esfuerzos de Operación, de Esfuerzos por cargas muertas y esfuerzos por sismo. σ adm 872,19 bar E 0,9

F adm = σ adm * E

F adm = 872,19 * 0,9 = 784,97 [bar ] Lado tensión:

ft = fx − fpm + fs


163

Anexo A


Tabla A-36: Análisis de Esfuerzos Lado Tensión.

altura 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 25 26 27 28 29 30 31

fx 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90

fpm 3,85 5,14 6,44 7,73 9,03 10,33 11,62 12,92 14,22 15,51 16,81 18,10 19,40 11,18 12,24 13,30 14,35 15,41 16,47 17,53 18,58 19,64 20,70 21,75 22,81 23,87 24,92 25,98 27,04 28,10 29,15 30,21

fs 0,00 0,27 1,10 2,47 4,38 6,85 9,86 13,42 17,53 22,19 27,39 33,15 39,45 54,48 63,19 72,54 82,53 93,17 104,45 116,38 128,95 142,17 156,03 170,54 185,69 201,49 217,93 235,01 252,74 271,12 290,14 309,81

ft 381,92 380,90 380,43 380,50 381,12 382,29 384,01 386,27 389,09 392,45 396,36 400,81 405,82 363,20 370,85 379,14 388,08 397,66 407,89 418,76 430,27 442,43 455,24 468,69 482,78 497,52 512,91 528,93 545,61 562,93 580,89 599,50

F adm 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97

Lado Compresión:

fco = fx − fpm − fs Esfuerzo de Timoshenko = 1,5 *10 6 *

t r o


Ec (A.3.25)

164

Anexo A


Esfuerzo de Timoshenko = 1,5 *10 6 *

17 = 26.288,659 [ psi ] 950

Yield Point (Yp) Acero= 30000 [psi] El valor máximo para el máximo esfuerzo de compresión es un tercio del límite elástico. 1 Yp = * 30000 = 10.000 [ psi ] 3

Ec (A.3.26)

Yp= 689,47 [bar] Tabla A-37: Análisis de Esfuerzos Lado compresión

altura 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 25 26 27 28 29 30 31

fx 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 385,77 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90 319,90

fpm 3,85 5,14 6,44 7,73 9,03 10,33 11,62 12,92 14,22 15,51 16,81 18,10 19,40 11,18 12,24 13,30 14,35 15,41 16,47 17,53 18,58 19,64 20,70 21,75 22,81 23,87 24,92 25,98 27,04 28,10 29,15 30,21


fs 0,00 0,27 1,10 2,47 4,38 6,85 9,86 13,42 17,53 22,19 27,39 33,15 39,45 54,48 63,19 72,54 82,53 93,17 104,45 116,38 128,95 142,17 156,03 170,54 185,69 201,49 217,93 235,01 252,74 271,12 290,14 309,81

fco 381,92 380,35 378,23 375,57 372,36 368,59 364,28 359,43 354,02 348,07 341,57 334,52 326,92 254,24 244,48 234,07 223,02 211,32 198,98 186,00 172,37 158,09 143,17 127,61 111,40 94,55 77,05 58,91 40,12 20,69 0,61 -20,11

F adm 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97

165

Anexo A


A continuación se presenta un gráfico que muestra el análisis de los esfuerzos tanto para la parte superior como la parte inferior. Se puede apreciar un quiebre en el plato 13, ya que es ahí donde se produce la diferencia de diámetros. Se puede apreciar que los esfuerzos están dentro de los rangos permisibles tanto en el lado de tensión como de comprensión. Por lo tanto, el diseño mecánico de la columna es adecuado.

1000,00 800,00 600,00 400,00

ft

200,00

fco F adm

0,00 -200,00 0

5

10

15

20

25

30

Yp

-400,00 -600,00 -800,00

Gráfica 3.56 Análisis de esfuerzos Equipo Operativo

Análisis de Esfuerzos de Equipo no Operativo. Lado tensión:

ft = fs − fpm Lado Compresión:

fco = − fpm − fs


166

Anexo A


Tabla A-38: Análisis Esfuerzos Equipo NO operativo

altura H 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 25 26 27 28 29 30 31

ft -3,85 -4,87 -5,34 -5,27 -4,65 -3,48 -1,76 0,50 3,32 6,68 10,59 15,04 20,05 43,30 50,95 59,24 68,17 77,76 87,98 98,85 110,37 122,53 135,33 148,78 162,88 177,62 193,00 209,03 225,71 243,02 260,99 279,60


fco -3,85 -5,42 -7,53 -10,20 -13,41 -17,18 -21,49 -26,34 -31,75 -37,70 -44,20 -51,25 -58,85 -65,66 -75,43 -85,83 -96,88 -108,58 -120,92 -133,90 -147,53 -161,81 -176,73 -192,29 -208,50 -225,35 -242,85 -261,00 -279,78 -299,22 -319,29 -340,02

F adm 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97 784,97

Yp -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66 -689,66

167

Anexo A


Equipo No operativo 1000,00 800,00 600,00 s 400,00 o z r 200,00 e u 0,00 f s E-200,00-1

ft

2

5

8

11

14

17

20

23

26

29

32

fco F adm Yp

-400,00 -600,00 -800,00

Altura m Gráfica 3.2 Análisis de Esfuerzos equipo NO Operativo.

Como se puede apreciar en el gráfico anterior se ve que los esfuerzos de la torre E3053 esta dentro de los límites permitidos.


168

Anexo A


Reboiler La columna E-3053 consta de un rebolier o rehervidor en el fondo, el que tiene como objetivo proporcionar el calor necesario para vaporizar una parte de la corriente líquida del fondo siendo inyectado nuevamente a la torre para permitir el intercambio en las etapas de fraccionamiento. Este reboiler proporciona una evaporación del 36% de la carga alimentada. El calor es proporcionado por una corriente de gas oil pesado proveniente de la torre fraccionadora. Datos estructurales:

Tabla A-39: Propiedades Flujos Reboiler

Lado

carcasa

tubo

Producto

fondo

GOP

109.132

128.986

Flujo másico

kg/h

Densidad

kg/m3

534

800

Viscosidad

cp

0,11

2

Calor Latente

kcal/kg

51,98

Cp

kcal/kg ºC

0,708

0,62

K

kcal/m hra ºC

0,07

0,0643

Ud (tabla)

Kcal/m 2 hra ºC

Pasos


244,12 2

4

169

Anexo A


Tabla A-40: Temperaturas Reboiler

Tº de Entrada Tº de Salida

Fondo 183 199

GOP 266 225

ºC ºC

Considerando que el requerimiento de la planta es evaporar sólo un 36% de la carga.

Q = m1 ⋅ cp1 ⋅ (∆T 1 )

Ec (A.2.1)  kcal   h 

Q = 128.986 * 0,62 * (266 − 225) = 3.278.824,12  mGOP ⋅ cpGOP ⋅ (∆T 1 ) = mT ⋅ cp2 ⋅ (∆T 2 ) + mev ⋅ λ

3.278.824,12 = mT * 0,708 * (199 − 183) + m T *0,36 * 51,98  kg    hra 

mT = 109.146 

�T1 �T2

∆TLMDT =

(266 − 199 − (225 − 183)) = 53,53 [º C ]  266 − 199  Ln   225 − 183 


Ec (A.2.2)

170

Anexo A

R =


183 − 199 225 − 266

=

0,39

Ec (A.2.3)

S =

225 − 266 183 − 266

=

0,4939 Ec (A.2.4)

De Gráfica de factor de corrección de LMDT: Ft =0.98 (Anexo C Gráf. C-2) Ecuación de diseño. Q = A ⋅ Ud ⋅ ∆T Ec (3.48)

A = 256,026 [m 2 ]

Ec (A.2.6)

A L ⋅ at

Ec (A.2.7)

N º Tubos =

N º tubos = 701,94 tubos Nº tubos reales: 718 (Anexo C Tabla C-2)

Areal = 261,9 [m 2 ]

Ds tabla = 33 [ pu lg] Ds: 0,8382 [m]

Ud =

Q Areal ⋅ ∆TLMDT ⋅ Ft

Ec (A.2.8)

 Kcal  2  h ⋅ m ⋅º C 

Ud real = 238,66 


171

Anexo A


Tabla A-41: Datos Tubos Reboiler Debuta

Lt at7 af De Pt Di B

Sistema Inglés 20 pie 0,1963 pulg 0,268 pulg2 0,75 pulg 1 pulg 0,584 pulg 56,5 pulg

Sistema Internacional 6,096 m 0,060 m 0,000 m2 0,019 m 0,025 m 0,015 m 1,435 m

Análisis por tubo: Velocidad por tubo:

at = 0,031 m 2

Ec (A.2.10)

m vt = 1,443    s 

Ec (A.2.9)

Cálculo de hio: El cálculo de los coeficientes de transferencia de calor se realizarán con unidades del sistema inglés, por motivo de las constantes en las ecuaciones. 0,027 ⋅ k ⋅12  Di ⋅ ρ ⋅ v  hio = ⋅  µ  De  

0,8

1

 cp ⋅ 2,42 ⋅ µ  3 ⋅  k  

Ec (A.2.11)



Btu   2  h ⋅ pie ⋅º F 

hio = 107,246 

 Kcal  2   h ⋅ m ⋅º C 

hio = 523,62 

Análisis para la carcasa. Velocidad por carcasa. 7

Datos de tubo Anexo C Tabla C-3


172

Anexo A

as =

v=


Ds ⋅ c ⋅ B Pt ⋅144

=

0,15[m 2 ]

Ec (A.2.12)

c = Pt − De = 0,00635

m m = 0,37754  s  as ⋅ sg ⋅ ρ

Ec (A.2.13)

Ec (A.2.14)

Calculo de ho: 0,36 ⋅ k ⋅12  Deq ⋅ v ⋅ ρ  ho = ⋅   Deq  µ 

0, 55

1

 cp ⋅ 2,42 ⋅ µ  3 ⋅  k  

Deq = 0,024[m]

Ec (A.2.16)



Btu   2  h ⋅ pie ⋅º F 

ho = 122 

ho

=

Ec (A.2.15)

Ec (A.2.15)

 Kcal  595 ,64  2  h ⋅ m ⋅º C   Kcal  2  h ⋅ m ⋅º C 

Ec (A.2.17)

Uc = 278,66 

Factor de ensuciamiento:  Btu  1 1 Rd = − = 0,0029   2 Ud Uc  h ⋅ pie ⋅º F   Kcal  Rd = 0,0006  2  h ⋅ m ⋅º C 

−1

Ec (3.61)

−1


173

Anexo A


Caída de Presión: Tabla A-42: Flujos y área de transferencia C-3061

Masa at

Sistema Internacional Sistema Inglés Carcasa Tubo Unidades Carcasa Tubo Unidades 109.132 128.986 kg/h 240.090,4 283.769,2 lb/h 0,15 0,031 m2 1,618 0,334 pie 2

Tubos:

at = 0,334 [ pie 2 ] Gt =

Ec (A.2.10)

 lb  128986 * 2,2 = 849.608  2 0,334  h ⋅ pie 

Ec (A.2.20)

 Di ⋅ ρ ⋅ v  Re =   = 8.562,29 

µ



f = 0,00028 (Anexo C Gráfico C-3) ∆ Pt =

0,00028 * 20 * 4 * 849.608^ 2 5,22 ⋅10 10 * (0.58412 )* 0,8

=

 lbf  7,95  2   pu lg 

 v 2    = 0,095 (Anexo C Gráfico C-5)  2 g   lbf  4*4 (∆ Pr ) = * 0,095 = 1,9  2  0.8  pu lg  ∆ Ptotal =

9,85 [ psi]

Ec (A.2.19)

Ec (A.2.21) Ec (A.2.22)

Carcasa  Di ⋅ ρ ⋅ v   = 4.4021,67 Re =  

µ




174

Anexo A


 lb  240.090,4 = 148.342,26  2 1,618  h ⋅ pie  f = 0,0016 (Anexo C Gráfico C-4)

Gs =

n + 1 = 12 *

∆ Pc =

Ec (A.2.26)

20 = 4,25 56,5

Ec (A.2.25)

0,0016 * 148.342,26^ 2 * 4,25 * 33 5.22 *1010 * 0,947 * 0.543

=

0,183 [ psi ]

Ec (A.2.24)

Aero Refrigerantes

Tabla A-43: Datos Tubos Aero refrigerante

Tubos Sist. Inglés Material A 334 Gr6 Det 1 plg Dit 0,782 plg tt 0,109 plg Pt1 2,625 plg nº aletas 11 App af 0,479 plg2

Sist. Internacional 0,0254 0,0198628 0,0027686 0,066675 433 0,00030903

m m m m Apm m2

Tabla A-44: Datos Bandeja Aero refrigerantes

Bandeja Largo (L) Ancho (A)

Sist. Internacional 10,75 m 3,28 m

Tabla A-45: Datos Aletas

Aletas Material Dea

Sist. Inglés Aluminio 1050 2,25 plg


Sist. Internacional 0,05715

m

175

Anexo A


radio 1,125 plg altura 0,625 plg Espesor (ta) 0,0157 plg espaciado 0,075 plg k 117 Btu/h pieºF

0,028575 0,015875 0,00039878 0,001905 174,042

m m m m kcal/h mºC

Tabla A-46: Propiedades de Gases

Gases Flujo ρ µ K cp calor latente T1 (entrada) T2 (salida)

Sist. Inglés Sist. Internacional 30656 kg/hra 67245,32 lb 500 kg/m 3 31,2 lb/pie 3 0,0932 cp 0,33552 kg/mh 0,0794 kcal/h m ºC 0,053 Btu/ h pie ºF 0,69 Kcal/kg ºC 0,69 btu/lb ºF 74 Kcal/kg 134 btu/lb 55 ºC 131 ºF 41 ºC 105,8 ºF

Tabla A-47: Propiedades de Aire

Aire Sist. Inglés densidad 1,16 kg/m 3 cp 0,24 Kcal/kg ºC t1 (entrada) 27 ºC t2 (salida) 38,6 ºC

Sist Internacional 0,073 lb/pie 3 0,24 btu/lb ºF 80,6 ºF 101,48 ºF

Cálculo de número de tubos:

Nt =

3,28 − 2 * 0,0667 0,00667

=

47,2 ≈ 48 tubos

Nt = 48  kcal   h 

Calor = 30.656 * (0,69 * (55 − 41) + 74 ) = 2.564.680,96 


176

Anexo A


Flujo de aire necesario:

Fa =

2.564.680,96 0,24 * (38,6 − 27)

∆T lmtd =

S =

=

 kg   h 

921.222 

(55 − 38,6 − (41 − 27) ) = 15,17 º C  55 − 38,6  ln    41 − 27 

38,6 − 27 55 − 27

=

0,414

Ec (A.2.4)

Ec (A.2.2)

R =

55 − 41 = 1,2 Ec (A.2.3) 38,6 − 27

Ft: 0,93 Diámetro Equivalente:

Deq a Aa = Aa =

=

π

4 π

4

2 * ( Aa + Ao ) π * Pp

Ec (A.3.27)

* ( Dea 2 − Det 2 ) * 2 * nº A

Ec (A.3.28)

* (0,05715 2 − 0,0254 2 ) * 2 * 433 = 1,78

Ao = π * Det − π * Det * ta * nº A

Ec (A.3.29)

m2  Ao = π * 0,0254 − π * 0,0254 * 0,000398 * 433 = 0,066   m  m2  At = Ao + Aa = 1,78 + 0,066 = 1,846   m

Ec (A.3.30)

Perímetro Proyectado: m2  Pp = 2 + 4 * 0,015875 * 433 = 29,495   m

Deq a

=

2 * (1,78 + 0,066) π * 29,495

=

0,0399 [m]

Ec (A.3.27)

Flujo de Aire:

as a = Area bandeja − Nt * Det * L − Nt * 2 * ha * ta * nº A`* L


Ec (A.3.28)

177

Anexo A

as a


= 10,75 * 3,28 − 48 * 0,0254 * 10,75 − 48 * 2 * 0,015875 * 0,000398 * 433 * 10,75 = 19,324

Gs =

921.222 19,324

va =

47.672,4 m = 11,415  s  3.600 * 1,16

=

 kg  2  h ⋅ m 

47.672,4 

[m 2 ]

Ec (A.2.12)

Ec (A.2.10)

Determinación de datos a temperatura media del aire 32,8ºC.  kg   m ⋅ h 

µ = 0,018 [cp ] ≈ 0,0648 

(Anexo C Tabla C-4)



Btu   kcal  ≈ 0,02083   h ⋅ m⋅º C   h ⋅ pie⋅º F 

k = 0,014 

Re =

Deq * Gs µ

=

(Anexo C Tabla C-5)

0,0399 * 47.672,4 = 29.353,8 0,0648

De fig.16.18(a) de pag 635 Kern jf=150  cp * µ     k 

(Anexo C Gráfico C-7) 1

3

 0,24 * 0,0648  =  0 , 02083  

k  cp * µ  hf = jf * *  Deq  k  hf = 150 *

1

1

3

=

0,907

3

Ec (A.3.32)

0,02083  kcal  * 0,907 = 71,03  0,0399  h ⋅ m⋅º C 

Factor de obstrucción del aire, Tabla 12 kern  pie 2 ⋅ h⋅º F   m 2 ⋅ h⋅º C  Rd = 0,002   ≈ 0,00041 kcal  Btu    


178

Anexo A


hdo =

1  kcal  = 2.439  h ⋅ m 2 ⋅º C  0,00041

h' f =

71,03 * 2439 71,03 + 2.439

=

Ec (3.3.33)

 kcal  69,02  2  h ⋅ m ⋅º C 

Ec (3.3.34)

Cálculo de Gases en tubos: Nº de pasos por tubo: 2

at =

48 * 0,000309 2

Gt =

30.656 0,00742

vt =

4.131.540 3.600 * 500

hio =

=

0,00742 [m 2 ]

Ec (A.2.10)

 kg  2  h ⋅ m 

Ec (A.2.20)

m  pie  2,296   ≈ 7,53    s   s 

Ec (A.2.9)

=

4.131.540 

=

0,027 * 0,053 * 12  0,782 * 7,53 * 31,2  *  1 12 * 0 , 0932 * 0 , 000672  

0 ,8

 0,69 * 0,0932 * 2,42  *  0 , 053  

1

3

Ec (A.2.11)



 Btu  kcal   ≈ 2.455,37  2 2  h ⋅ m ⋅º C   h ⋅ pie ⋅ º F 

hio = 502,7 

Eficiencia de Aleta: Eje abscisas x = (re − rb )*

h' f (Anexo C Gráfico C-8) k * yb

Eje coordenadas y = re rb

x = (0,028575 − 0,0127 ) *

69,02 = 0,7086 0 . 00039878 174,042 * ( 2)


179

Anexo A

y =


0,028575 = 2,25 0,0127

Según Figura 16.13 (a) 0,8 (Anexo C Gráfico C-8) h' f h' fi = (Ω * Af + Ao ) Ai

Ω=

Ec (A.3.35)

m2   m

Ai = π * 0,01986 = 0,0624  h' fi = (0,8 *1,782 + 0,066) *

Ud =

A =

1.650,52 * 2.455,37 1.650,52 + 2.455,37

=

69,02  kcal  = 1650,52  h ⋅ m 2 ⋅º C  0,0624  kcal  2  h ⋅ m ⋅º C 

987,03 

2.564.680,96 2 = 184,25 [m ] 987,03 *15,17 * 0,93

Ec (A.2.17)

Ec (A.2.6)

Superficie interior de banco (SIB): Nt*Ai*L SIB = 48 * 0,0624 *10,75 = 32,198 [m 2 ] Número de bancos a usar: N º ban cos =

184,24 32,198

=

A SIB

5,72 ban cos

Número total de bancos a usar es de 6.

Caída de Presión:


180

Anexo A


4 * Volumen libre neto Superficie Friccional

Dev =

V LN = L * A * Pt 2

−

Ec (A.3.36)

1 1 π π * 2 * Nt * * Det 2 * L − * 2 * Nt * * ( Dea 2 − Det 2 )* nº A * ta * L 2 4 2 4

V LN = 1,5914 [m 3 ]

Ec (A.3.37)

1 Sf = * 2 * Nt * At * L 2

Ec (A.3.38)

1 Sf = * 2 * 48 *1,846 *10,75 = 952,536 [m 2 ] 2 4 *1,5914 = 0,0066 [m ] ≈ 0,0216 [ pie ] 952,536

Dev =

Re =

Ec (A.3.36)

47.672,4 * 0,0066 = 4.855,52 0,0648

 pie 2  f = 0,0005  2  p lg 

Lp = nº ban cos* Pt 2  Dev    Pt  2   Pt 1    Pt  3 

0,4

0, 6

(Anexo C Gráfico C-7) =

 0,0066  =  0 , 0666    66,675  =   66,675 

6 * 0,05775 = 0,3465 [m] ≈ 1,137 [ pie]

0, 4

=

0,3982

Ec (A.3.39)

0, 6

=1

Ec (3.3.40)

 lb   kg  ≈ 9.769,067  2 2 h⋅ m   h ⋅ pie 

Gs = 47.672,4 

 Dev  f * Gs 2 * Lp   ∆ Ps = * 5,22 * 1010 * Dev * sg  Pt 2 

0, 4


Ec (A.3.41)

181

Anexo A

∆ Ps =


 lb  0,0005 * 9769 2 *1,137 * 0,3982 = 0,014  2 10 1 , 16 p lg     5.22 *10 * 0,0216 *  1000   

Caída de presión para los tubos: De fig.26  pie 2  f=0,00011  2  p lg   lb   kg  ≈ 846639  2 2 h ⋅ m   h ⋅ pie 

Gt = 4.131.540 

 lb  0,00011 * 846639 2 * 35,27 * 2 *12 ∆ Pt = = 3,27  2 5,22 *1010 * 0,782 * (5001000 )  p lg 


Ec (A.2.19)

182

Anexo A


ABSORBEDOR G1

L0

G Np+1

L Np+1 Figura A-57. Absorbedor

Cálculo de Número de Platos: Método de Kremser Multicomponentes

Y np 1 − Y 1' Y NP 1 +

+

 L0 X 0'  A E NP +1 − A E = 1 − '  A G Y '  A NP +1 − 1 NP +1 NP +1  E 


Ec (A.4.1)

183

Anexo A


P v m = P t

Ec (A.4.2)

A NP ( A1 + 1) A NP + 1

A' =

Ec (A.4.3)

A =

L Gm

A E = [ A NP ( A1 + 1) + 0.25]0.5 − 0.5

Ec (A.4.4) Ec (A.4.5)

Componente clave: Propano. Tabla A-48: Constantes de Antoine Propano

A 15,726

Propano

B 1872,5

C -25,16

Datos operacionales: Presión total: 13,64 [Kg/cm2g]

Tabla A-49: Flujos molares Absorbedor

Flujos Kgmol/hra

L0

G1

L Np+1

G Np+1

950,96

556,1

1247,39

855,59

Cálculo de A1 Temperatura Tope: 50º C

 323

K

Pv= 16,06 [kg/cm2g] m1= 1,18 A1

=

950,96 = 1,45 556,1 *1,18

Ec (A.4.2) Ec (A.4.4)

Cálculo de A Np Temperatura Fondo: 41º C  314 K Pv: 13,02 [kg/cm2g] m Np= 0,954 A NP =

1.247,39 = 1,53 855.59 * 0,954


Ec (A.4.2) Ec (A.4.4)

184

Anexo A

A' =


1,53 * (1,45 + 1) = 1,48 1,53 + 1

Ec (A.4.3)

A E = [1,53 * (1,45 + 1) + 0,25]0 ,5 − 0,5 = 1,5

Ec (A.4.5)

Tabla A-50: Composición Propano

Composiciones G Np+1 L1

C3 0,084 0,0012

Asumiendo que se desea absorber la mayor cantidad de Propano en la corriente líquida, se tiene que: Y np 1 − Y 1' Y NP 1 +

=

%abs

+

0,084 − Y ' = 0,99 0,084

Y’=0,000924

Por lo tanto, el número de platos es: 0,084 − 0,000924 0,084

950,96 * 0,0012  1,5 Np +1 − 1,5  = 1 −  * Np +1 −1  1,48 * 855,59 * 0,084  1,5

Ec (A.4.1)

Despejando la ecuación: N p= 17,77 ≈ 18 Platos teóricos. Cálculo de Eficiencia de Platos: Eficiencia de O’connel Datos de líquido:

Tabla A-51: Propiedades líquido Absorbedor

m Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

1,0657 185

Anexo A


Pm µ µ ρ

101,07 0,243 0,00024 681

kg/kgmol cp [kg/m s] [Kg/cm3]

Según Gráfico de O’connel la coordinada de eje de las X:

x =

1,0657 *101,07 * 0,00024 = 3,79 *10 681

−5

Ec (A.3.6)

Por lo tanto, la eficiencia es de 60% según gráfico. N º Platos Re ales :

18 = 30 Platos 0,60

Diámetro de Columna El diámetro de columna del Absorbedor E-3051 esta considerado para una posible expansión volumétrica de hasta un 50% más de carga. Tabla A-52: Propiedades Gas E-3051

Pseudocritica Tseudocritica Temperatura Presión Pm R w

5.158 277,65 313,5 1472,96 26,86 8,314 0,06

Kpa K K Kpa Kg/Kgmol (m3Pa)/(molK)

Tabla A-53: Resultados factores gas real E-3051

Tr Pr Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados

1,129 0,28

Ec (A.3.13) Ec (A.3.12) 186

Anexo A


Bo B1 Z1 Zo

-0,2644 0,035 0,009 0,933

Ec (A.3.14) Ec (A.3.15) Ec (A.3.10) Ec (A.3.11)

z = 0,933 + 0,06 * 0,009 = 0,9337

ρ g

=

Ec (A.3.9)

1472,96 * 26,86  kg  = 16,25  m 3  0,9337 * 8,314 * 313,5

Ec (A.3.8)


Tabla A-54: Datos Operacionales y Factores E-3051

ρ liq L V σ f Ff Fha

681 98.925 22.982 17 0,8 1 1


Tabla A-55: Resultados cálculo diámetro

Flv Cst Cst Fst C vf vf

0,69 0,16 0,048 0,968 0,0472 0,3 1.086,74


pie/s m/s m/s m/s m/hra

Ec(A.3.16) Fig 6,24 Ec(A.3.18) Ec(A.3.17) Ec(A.3.19)

187

Anexo A


Ad/At

0,162

  4 * 22.982  Dt =   0,8 * 1.086,74 * π * (1 − 0,162) * 16,25 

Ec(A.3.20)

0,5

= 1,572 ≈ 1,6

[m ]

Ec (A.3.21)

El diámetro del Absorbedor será aproximado a 1,6 metros para estandarizarlo.

Diseño Mecánico Tabla A-56: Datos estructurales E-3051

Material Densidad material Esfuerzo Admisible Máximo Esf adm. Factor Soldadura Factor corrosión

SA 516 Gr60 7.832 kg/m3 4.218,4 kg/cm2 889,39 kg/cm2 0,9 3

Tabla A-57: Datos Columna E-3051

Presión Diámetro Radio interno

14,7 kg/cm2 1.600 mm 800 mm

Espesor de Carcasa: t C =

14,7 * 800 = 14,85 [mm ] 889,39 * 0,9 − 0,6 *14,7

Ec (A.1.1)

t C = 14,85 + 3 = 17,85 ≈ 18 Espesor estandarizado

≈

20 [mm]


188

Anexo A


Espesor de Cabezal: Tabla A-58: Datos Cabezal E-3051

L Sf icr

1.600 76,2 150

1  1.600  M = *  3 + = 1,56 4  150  t CB

=

14,7 * 1.600 *1,56 2 * 889,39 * 0,9 − 0,2 *14,7

t CB

=

23 + 3 = 26 [mm]

mm mm mm

Ec (A.1.2) =

23 [mm]

Ec (A.1.3)

Espesor Estandarizado 30 [mm]


189

Anexo A


STRIPPER

Figura A-58. Stripper Tabla A-59: Propiedades corrientes E-3002

Lo

Gnp+1

Lnp

G1

kg/h

59916

1483,5

53383,5

8016

Flujo Volumétrico m3/h

55,5

1735,1

48,1

2055,4

Temperatura

211

343

204

207

Flujo másico

ºC

Presión

60,8

Densidad

kg/m3

720

Viscosidad

cp

0,31


0,57

55,9 740

2,6

0,35

190

Anexo A


Cálculo número de platos: Método de Kremser Multicomponentes

X 0' − X np' X 0' S =

 Gnp +1Y np' +1  S E np +1 − S E  ⋅ np+1 = 1 − '   S L X −1 0 0  S E 

Ec (A.5.1)

1 Gm = A L

Ec (A.5.2)

S E = [S 1 ( S np + 1) + 0.25] 0.5 − 0.5

Ec (A.5.3)

Componente clave: Decano. Tabla A-60: Constantes de Antoine Decano

A Decano

13,9899

B

C

3452,22 -78,8993

Datos operacionales: Presión total: 0,57 [Kg/cm2g] Tabla A-61: Flujos Molares Stripper E-3002

Flujos Kgmol/hra

L0

G1

L Np+1

G Np+1

298,5

123

258

82,5

Cálculo de S1 Temperatura Tope: 207º C

 480

K

Pv= 1,186 [kg/cm2g] m1= 2,08 S 1

=

2,08 *123 = 0,857 298.5


Ec (A.4.2) Ec (A.5.2)

191

Anexo A


Cálculo de S Np Temperatura Fondo: 343º C  616 K Pv: 18,59 [kg/cm2g] m Np= 32,615 S NP =

Ec (A.4.2)

32,615 * 82,5 = 10,429 258

Ec (A.5.2)

S E = [0,857 * (10,429 + 1) + 0,25]0,5 − 0,5 = 2,67

Ec (A.5.3)

Composición decano en corriente líquida de entrada al stripper: X0=0,176 Los requerimientos de la planta Coker asume una desorción del 90% ' X 0' − X NP X 0'

=

' 0,176 − X NP 0,176

% desorción =

0,9

X’ NP= 0,0176

Considerando que la desorción es realizada con vapor y y Np

+1

=

0 , la expresión la ecuación de

número de platos se reduce a: 0,176 − 0,0176 2,67 Np 1 − 2,67 = 0,176 2,67 Np 1 − 1 +

+

Despejando la ecuación: N p= 1.927 ≈ 2 Platos teóricos.

Cálculo de Eficiencia de Platos: Eficiencia de O’connel


192

Anexo A


Tabla A-62: Datos Líquido eficiencia E-3002

m

17,34

Pm

200

kg/kgmol

µ

0.31

cp

µ ρ

0,00031 kg/m s Kg/cm3

720

Según Gráfico de O’connel la coordinada de eje de las X: x=0,0015

Ec (A.3.6)

Por lo tanto, la eficiencia es de 60% según gráfico. N º Platos Re ales :

2 = 3,34 ≈ 4 Platos 0,6

Diámetro de Columna Datos cálculo densidad gas: ρ gas

=

 kg  3 m 

0,57 


Tabla A-63: Propiedades líquido y factores E-3002 ρ liq

720

Kg/m3

L

59.916

Kg/hr

V

1.483,5

Kg/hr

σ

15,36

f

0,75

Ff

1

Fha

1


dinas/cm

193

Anexo A


Tabla A-64: Resultados cálculos diámetro E-3002 Flv

1,13

Cst

0,13

pie/s

Cst

0,0396

m/s

Fst

0,9485

C

0,0375

m/s

Ec (A.3.17)

vf

1,33

m/s

Ec (A.3.19)

vf

Ec (A.3.16) Fig 6,24 Ec (A.3.18)

15746,39 m/hra

Ad/At

0,215

  4 *1.483,5  Dt =  π 0 , 75 * 15 . 746 , 39 * * ( 1 − 0 . 215 ) * 0 , 57  

Ec(A.3.20)

0,5

[ ]

= 1,095 ≈ 1,1 m

Ec (A.3.21)

Diseño mecánico Tabla A-65: Datos estructurales stripper Material

S.A-516 Gr.60

Densidad material

7.832

kg/m3

Esfuerzo Admisible

4.218,40

kg/cm2

Máximo Esf adm.

889,39

kg/cm2

Factor Soldadura

0,9

Factor corrosión

3


194

Anexo A


Determinación de espesores:

Tabla A-66: Datos columna E-3002 kg/cm2

Presión

0,6

Diámetro

1.100

mm

Radio interno

550

mm

Cálculo de espesor de carcasa por teoría ASME. t C =

0,6 * 550 = 0,41 889,39 * 0,9 − 0,6 * 0,6

Ec (A.1.1)

t C = 0,41 + 3 = 3,41 ≈ 4 mm Cálculo de Cabezal:

Tabla A-67: Datos Cabezal E-3002 L

1.000

mm

Sf

114.3

mm

icr

100

mm

1  1.000  M = *  3 + = 1,54 4  100 

t CB

=

0,6 *1.000 *1,54 = 0,577 [mm] 2 * 889,39 * 0,9 − 0,2 * 0,6

t CB

=

0,577 + 3 = 3,577 ≈ 4 [mm]


Ec (A.1.2)

Ec (A.1.3)

195

Anexo A


BOMBAS Se desarrollará el cálculo de la bomba J-3001, esta bomba es la lleva la carga fresca desde el estanque acumulador hasta la torre fraccionadora.

1

Bd

2

Bs Figura A-59: Esquema de Bombas Tabla A-68: Propiedades Fluido circulante J-3001

Flujo ρ µ η

Tabla A-69: Datos Succión Bomba

nominal 10 pulg Ǿ interno 10,02 pulg Ǿ interno 0,254508 m P1 59820,57 Pa Z1 0,5 m

0,0501 m3/s 910 kg/m3 0,0885 Kg/m*s 0,5

Tabla A-70: Datos Descarga Bomba

Ǿ nominal 8 pulg Ǿ interno 7,981 pulg Ǿ interno 0,2027174 m P2 823758,6 Pa Z2 4,5 m

Para las pérdidas por cañerías, es necesario determinar el largo equivalente, correspondiente a los accesorios que tiene la línea, ya sean válvulas, codos, T, etc.


196

Anexo A


Succión de la Bomba: Tabla A-71: Accesorios de Succión

Accesorios Cañería Codo 90º Codo 45º T Válvula Comp Válvula chek Total L

nº/mt pie Total 17 55,76 55,76 7 25 175 1 24 24 1 54 54 1 6 6 0 0 314,76 pie

Largo equivalente de succión total 314,76 [pie]. Leq= 95,934 [m]

Area Succión = v s

=

Re s

π * 0,2545 2

4

=

0,0508 [m 2 ]

0,0501 m = 0,986  s  0,0508

=

0,2545 * 0,986 * 910 = 2.580,25 0,0885

De Fig. 8.6 determinación de rugosidad relativa. ε

D

=

0,00017

De fig. 8.5 f = 0,04 L v 2 hf = f D 2 g c

Ec ()


197

Anexo A


98,934 * 0,986 2 hf = 0,038 * 0,2545 * 2 * 9,8

=

0,707 [m]

Descarga de la Bomba:

Tabla A-72: Accesorios de Descarga Accesorios Cañería Codo 90º T Válvula Comp Válvula chek Total L

nº/mt pie 100 328 14 20 1 43 2 4,8 1 49

Total 328 280 43 9,6 49 709,6 pie

Largo equivalente de descarga total 709,6 [pie] Leq= 216,28 [m]

Area Desc arg a =

π * 0,2027 2

4

=

v d =

0,0501 m = 1,55  s  0,0322

Re =

1,55 * 0,2027 * 910 = 3.230 0,0885

0,0322 [m 2 ]

De fig. 8.6 e/D ε

D

=

0,0002

f = 0,04 216,28 *1,55 2 hf = 0,04 * = 5,23 [m ] 0,2027 * 2 * 9,8 Balance de Energía:


198

Anexo A


B1 = B s + hf s B D = B2 + hf D −

w = ∆ H = B D − B S

P 2 − P 1 v 22 − v12 ∆ H = + 2 gc ρ *

Pot = ∆ H =

+

g g Z 2 − Z 1 + hf S + hf D gc gc

∆ H * Q * ρ * g

η

823.758,6 − 59.820,57 1,55 2 − 0,986 2 + 9,8 * 910 2 * 9,8

+ 3,5 − 0,5 + 0,707 + 5,23 =

94,67 [m]

Eficiencia de la Bomba: 60%

Pot =

94,67 * 0,501 * 910 * 9,8 = 70,49 [ Kw] 0,6 *1000


199

Anexo A


HORNO El horno de procesos, integrado a una industria petroquímica, debería ser considerado sin exageraciones, como el corazón de ella. Debido a esto es que se deben extremar los cuidados hacia él, tanto en la operación normal, como en situaciones de emergencia, de tal manera que podamos prolongar al máximo su disponibilidad operativa. El horno es el equipo encargado de suministrar la energía necesaria para efectuar el proceso productivo o de conversión para el cual fue diseñado. En el caso de la Unidad de Coker, el horno, entrega energía calórica al flujo de carga que pasa por sus coils, manifestándose como un incremento considerable de temperatura (271ºC a 504ºC). Siendo esta última temperatura la necesaria para producir la vaporización de hidrocarburos ligeros y la conversión a coque en cámaras especiales diseñadas para ello.

T2

T2 Damper

T4

zona convectiva

271ºC

zona espejo o de choque

T5 T0

Zona radiante

504ºC

T3

comb 25ºC

aire T1

Figura A-60: Horno de Coker


200

Anexo A


Esta entrega de energía se realiza principalmente en dos zonas del horno, una es la zona de convección del horno, donde se le entrega aproximadamente el 30% del de total de calor requerido por la carga, aprovechando el calor de los gases de combustión y de esta forma aumentando su temperatura hasta aproximadamente 360°C. Es en la zona de radiación donde el flujo de carga recibe la mayor cantidad de energía, aproximadamente el 70%, viéndose esto reflejado en un fuerte incremento de la temperatura llegando hasta 505 ºC en la salida del efluente en el horno. En esta zona se produce una transferencia de calor hacia la carga principalmente por radiación, pero también interiormente en los tubos se transmite calor por conducción y convección.

Diseño. El diseño de un horno de procesos, si bien tiene mucho de conocimientos teóricos, es fundamental el conocimiento práctico. La forma de este dependerá en gran parte del tipo de fluido, las condiciones de operación, como también lo que a futuro llegará a procesar, esto último tiene relación con el servicio que pudiese llegar a cumplir este equipo a mediano plazo, ya que los mercados actuales son muy cambiantes, es por ello que muchas veces los diseños, consideran rangos de alimentación variables o se diseña para mas de un tipo de combustible, siempre considerando que la tendencia mundial es a la utilización de combustibles limpios. Según el combustible del que se dispondrá, dependerá la masa de combustible requerida para llegar a entregar el calor necesario. Es necesario tomar en cuenta que el tipo de carga (pitch), requiere ser calentada en forma uniforme, pues de lo contrario, nos encontraríamos ante posibles puntos de calentamiento, es por esta razón que se hace necesario el diseño de un horno tipo “A” con sus coils dispuestos en forma horizontal. En esta disposición el flujo de producto entra en la parte superior y el aumento en la temperatura se realiza en forma paulatina y siempre en contra corriente a los gases de combustión. Con el propósito de obtener la mayor eficiencia es necesario considerar un precalentador de aire ya que este eleva la temperatura del aire aprovechando la corriente de los gases de combustión a la salida de la chimenea.


201

Anexo A


En el proceso de diseño lo primero que debemos determinar será, la composición del fuel gas disponible en refinería. Características del combustible (fuel gas de refinería). Tomando como base de cálculo 100 kmol de fuel gás. Tabla A-73: Consideraciones Horno.

Peso Molecular del Aire

28,85

Exceso de aire de combustión %

20,00

Constante universal de gases (R) kcal/(kmol K)

1,978

Base de cálculo de flue gas

(kgmol/hra)

100

Tabla A-74: Composición del fue gas de refinería y energía suministrada

Compuesto

MW

% molar

H2 N2 CO CH4 C2 H 6 C3 H 8 C4H10

2,02 28,014 28,01 16,04 30,07 44,11 58,14

49,90 4,67 0,20 17,10 14,40 7,13 6,60

Energía por kg de comb =

Masa kg 100,80 130,83 5,60 274,28 433,01 314,50 383,72 1642,75

PCI kcal/kg

Energía kcal

28571,88 ---------2407,07 11924,60 11324,19 11043,27 10897,03

2879988,29 -------13484,42 3270726,30 4903466,60 3473154,78 4181452,89 18722273,28

Energía total 18722273.28 kcal = = 11396.9 masa total 1642.75 kg de fuel

Para lograr una buena combustión según las siguientes reacciones según los distintos componentes del fuel gas, se considerará un exceso de aire de un 20%. 1 H 2 + O2 → H 2O 2


1 CO + O2 → CO2 2

202

Anexo A


CH 4 + 2O2 → CO2 + 2 H 2O

7 C 2 H 6 + O2 2

C 3 H 8 + 5O2 → 3CO2 + 4 H 2O

C 4 H 10 +

→

2CO2 + 3 H 2 O

13 O → 4CO2 + 5 H 2O 2 2

Tabla A-75: Estequiometría de las reacciones de combustión

Reacción H2 CO CH4 C2 H 6 C3 H 8 C4H10 Total mol

O2 esteq 24,95 0,1 34,2 50,4 35,65 42,9 188,2

O2 entra 29,94 0,12 41,04 60,48 42,78 51,48 225,84

masa aire s / e = M aire ⋅ (O2 esteq masa aire c / e = 1 +

O2 sale 4,99 0,02 6,84 10,08 7,13 8,58 37,64

+

N2 sale 112,63 0,45 154,39 227,52 160,93 193,66 854,26

CO2 sale 0,00 0,20 17,10 28,8 21,39 26,4 93,89

H2O sale 49,9 0 34,2 43,2 28,52 33 188,82

79 79 O2 estq ) = 28.85 ⋅ (188.2 + ⋅ 188.2) = 25855.86 kg 21 21

% exceso aire ⋅ masa aire s / e = 1.2 ⋅ 25855.86 = 31027.0284 kg 100

Luego podremos determinar la masa de aire requerida por kilogramo de combustible. masa de aire por kg de comb =

masa aire c / e masa comb

=

kg aire 31027.0284 = 18.887 1642.75 kg comb

Se determinará (tomando en cuenta que no existen perdidas al medio ambiente) el calor absorbido por el aire, para esto será necesario asumir las temperaturas que por lo general se da para este tipo de hornos cuando cumplen este servicio. Según la figura A-59 anterior la temperatura del aire como la del fuel gas y las distintas zonas del horno están indicadas en la siguiente tabla.


203

Anexo A


Tabla A-76: Perfil de temperaturas del Horno

ºC 25 225 241 405 900 700

T1 T2 T3 T4 T0 T5

K 298,15 498,15 514,15 678,15 1173,15 973,15

En base a lo anterior a continuación se detallarán las capacidades caloríficas de los constituyentes tanto del aire como la de los gases de combustión. La idealización de las combustiones considerando el exceso de aire, nos hará aproximarnos bastante bien a la realidad y no incurriremos en resultados aberrantes. Tabla A-A-77: Capacidades caloríficas a distintas temperaturas

O2 N2 CO2 H2O

Cp T1 6,9912 6,9266 8,8357 7,9880

Cp T2 7,5156 7,1040 10,9014 8,3889

Cp T3 7,5428 7,1208 10,9909 8,4288

Cp T4 7,7790 7,3005 11,6981 8,8607

Cp T0 8,3394 7,8696 13,0526 10,2458

Cp T5 8,1245 7,6376 12,5637 9,6800

Determinaremos el calor absorbido por el aire. Q = m ⋅ Cp ⋅ ∆T

Q = (moles O2 ⋅ CpO2 Qabs

= ( 225,84 ⋅

+

moles N 2 ⋅ Cp N 2 ) ⋅ (T 3 − T 1)

(7,5427 + 6.9912) (7,1208 + 6.9266) + 854,259 ⋅ ) ⋅ (514,1446 − 298,1500) 2 2 Qabs aire = 1.650.466,19 kcal

Luego determinaremos el calor perdido por los gases de la chimenea a la salida del precalentador.


204

Anexo A


Q gases a la atmósfera

=

(moles de salida ⋅ Cp medio ) ⋅ (T 2 − Tr )

Donde. Tr : Temperatura de referencia.

Q gases atm

=

(7,511 + 6,991)   37,64 ⋅ 2 

+

854,26 ⋅

(7,104 + 6,927 ) (10,901 + 8,836 ) (8,389 + 7,987 )  + 93,89 ⋅ + 188,82 ⋅  ⋅ ( 498,15 − 298,15) 2 2 2 

Q gases atm = 1.747.720 kcal

Se asumirá un 1.5 % de pérdidas por radiación, con esto obtendremos la eficiencia. E = 100 ⋅

Qcombustibl e − Q gases atm − pérdidas por radiación Qcombustibl e

E = 100 ⋅

(18.722.273,23 − 1.747.720) − 1.5 = 89,17 % 18.722.273,23

Calor real suministrado por kilogramo de combustible. Qkg comb

= Qtot kg com ⋅

E 89,17 kcal = 11396.9 ⋅ = 10162,6 100 100 kg comb

A continuación se determinará uno de los puntos más sensibles, este es el calor absorbido por la alimentación al horno, pues de esto dependerá el tamaño del horno. Componentes de la alimentación a la unidad. Cabe señalar que se realizó una curva de destilación ASTM D-86 a la alimentación la cual se incorporó en el software modelador HYSYS, el cual posee una muy completa base de datos, para obtener las propiedades necesarias y de esta forma determinar la energía requerida en el proceso.


205

Anexo A


Tabla A-78: Composición de la alimentación

Carga Horno

Cal Form Kj/kmol

Cal Form kj/kg

Masa Total kg

C74

-1909280

-1826,101

9287,76

C67

-1727600

-1826,110

28571,81

C54

-1396690

-1826,020

55412,99

C44

-1143050

-1826,110

43370,44

C21

-544456

-1826,108

1631,09

C18

-488091

-1826,107

1938,16

C17

-459315

-1826,106

2841,37

C13

-353879

-1826,114

1927,58

C12

-336309

-1826,109

1436,55

C11 Total

-293963

-1826,107

1418,24 147836,99

Peso Molec

Cp 25°C 1,75 1045,55 7 946,06 1,75 1,75 764,88 4 1,76 625,95 8 1,87 298,15 8 1,87 267,29 7 1,87 251,53 9 1,88 193,79 6 1,88 184,17 9 160,98 1,9

Cp 271°C 2,607 2,612 2,637 2,666 2,881 2,54 2,54 2,536 2,536 2,539

La alimentación compuesta principalmente de compuestos parafínicos es llevada a condiciones de cracking térmico, descomponiendo las moléculas de cadenas largas de alto peso molecular a radicales libres, altamente reactivos, para finalmente formar compuestos principalmente olefínicos de diferentes tamaños, todos por lo general de menor peso molecular que la alimentación. La curva de destilación (ASTM D-86) de corrientes de salida de la columna de fraccionamiento nos será de gran utilidad para la determinación de las propiedades de los componentes de los efluentes del horno.


206

Anexo A


Tabla A-79: Composición de la corriente de salida B-3001

Efluente Horno C21 C19 C18 C16 C14 C12 C11 C10 C9 C8 C7 C4 C4 C3 C2 C2 C1 H2 C

Cal Form kj/kg -1826,109 -1826,108 -1826,110 -1826,108 -1826,103 -1826,106 -1826,110 -1826,108 -1826,108 -1826,106 -1826,110 -2171,048 2037,093 -2355,943 -592,176 -2818,034 -4668,732 0,0000 0,0000

Masa Total Kg/hr 5.950,490 9.081,364 12.346,177 11.386,002 10.420,837 10.032,061 3.751,813 2.901,151 3.834,537 3.298,757 2.428,652 3.585,698 1.944,709 5.185,746 782,404 5.189,732 4.322,607 97,2644 51.296,000

Masa Vapor Kg/hr 5.950,490 9.081,364 12.346,177 11.386,002 10.420,837 10.032,061 3.751,813 2.901,150 3.834,537 3.298,757 2.428,652 3.585,698 1.944,709 5.185,746 782,404 5.189,732 4.322,607 97,264 0,000

Peso Cp 25°C molecular kj/kg ºC 293,736 1,781 266,056 1,782 252,792 1,784 225,353 1,793 199,917 1,803 165,635 1,820 156,231 1,831 143,428 1,847 127,717 1,926 126,692 1,857 94,738 1,984 58,124 1,690 54,0918 1,512 44,097 1,522 34,076 1,008 30,0699 1,759 16,0429 2,244 2,016 14,100 12,010 0,700

Cp 504°C kj/kg ºC 3,066 3,073 3,076 3,087 3,097 3,114 3,123 3,136 3,245 3,143 3,264 3,412 2,900 3,000 1,241 3,566 3,886 14,760 1,54

Q + mei ⋅ (Cpei ⋅ ∆T e + ∆ H fei ) = m si ⋅ (Cp si ⋅ ∆T s + ∆ H fei )


207

Anexo A


Tabla A-80: Entalpía y calor corriente de entrada

Carga Horno C74 C67 C54 C44 C21 C18 C17 C13 C12 C11 Total

Masa entrada kg/h 9287,75187 28571,8121 55412,9935 43370,4426 1631,08771 1938,16192 2841,37271 1927,58302 1436,55348 1418,24116

Cp promedio kj/kg°C 2,23794872 2,23692308 2,25179487 2,27384615 2,44051282 2,26512821 2,26615385 2,26769231 2,26923077 2,27641026


�Hf kj/kg -1826,101095 -1826,105615 -1826,015448 -1826,107239 -1826,108247 -1826,106964 -1826,106144 -1826,114104 -1826,108912 -1826,106673

Calor de entrada -11847137,82 -36452561,82 -70489423,23 -54939121,49 -1999292,864 -2459305,413 -3604657,187 -2444679,906 -1821374,758 -1795648,961 -187853203,4

208

Anexo A


Tabla A-81: Entalpía y calor corriente de salida

Efluente Horno C21 C19 C18 C16 C14 C12 C11 C10 C9 C8 C7 C4 C4 C3 C2 C2 C1 H2 C Total

Masa salida Kg/hr 5.950,490 9.081,364 12.346,177 11.386,002 10.420,837 10.032,061 3.751,813 2.901,151 3.834,537 3.298,757 2.428,652 3.585,698 1.944,709 5.185,746 782,404 5.189,732 4.322,607 97,2644 51.296,000

Q = Q salida − Qentrada

Cp promedio kj/kg°C 2,308095238 2,311904762 2,314285714 2,323809524 2,333333333 2,34952381 2,359047619 2,372857143 2,462380952 2,380952381 2,499047619 2,42952381 2,100952381 2,153333333 1,070952381 2,535714286 2,919047619 13,74285714 1,066666667

�Hf kj/kg -1826,1092 -1826,1080 -1826,1100 -1826,1084 -1826,1028 -1826,1056 -1826,1101 -1826,1079 -1826,1077 -1826,1058 -1826,1099 -2171,0481 -2037,0925 -2355,9426 -592,1763 -2818,0340 -4668,7320 0,0000 0,0000

Calor de salida -4287515,97 -6526827,52 -8859211,06 -8118260,51 -7382497,97 -7029301,53 -2611735,56 -2000370,22 -2479515,9 -2261725,5 -1527782,55 -3611895,57 -2004482,6 -6868499,01 -61958,6766 -8321355,06 -14137119,8 640275,082 26208836,3 -61240943,6

= −6.124.094,6 − (−187853203,3) = 126.612.259,7

Q = 30.240.820

kj hr

kcal kg

Por lo tanto el calor total entregado por el combustible está dado por.

Qtotal =

Qabs E

=

30.240.820 kcal = 33.913.670 0,8917 hr

Luego podremos determinar la masa total de combustible.


209

Anexo A


mcomb req

=

Qabs Qkg comb

=

30.240.820 = 2.975,8 kg 10.162,6

Es de gran importancia considerar que el perfil de temperaturas en este tipo de hornos se manifiesta como está presentado en la tabla A-128. Este horno consta de un precalentador de aire el que recupera parte del calor liberado por los gases de la chimenea antes de ser enviados a la atmósfera. Los gases a la entrada del precalentador poseen una temperatura de 405 °C, saliendo del precalentador a una temperatura de 225°C. Luego el calor absorbido por el aire de combustión estará dado por. Q flue gas

= −Qabs aire

Luego Q flue gas

m flue gas

=

=

m flue gas ⋅ Cp flue gas (T ) ⋅ ( ∆T )

m aire comb + 1 = 18,887 + 1 = 19,887

kg de flue gas kg de comb

n

CpT 4 = ∑ yi ⋅ Cpi (T 4) + KK + yn ⋅ Cpn (T 4 ) i =1 n

CpT 2 = ∑ yi ⋅ Cpi (T 2) + KK + yn ⋅ Cpn (T 2 ) i =1

Tabla A-82: Composición del flue gas

Especie

kgmol

O2 N2 CO2 H2O Total

37,64 854,26 93,89 188,82 1224,51

Fracción molar (y) 0,032 0,727 0,080 0,161 1,00000


M 31,999 28,014 44,010 18,015 27,813

Masa

Fracción

kg

Másica (x)

1204,44 23931,20 4132,10 3401,59 32669,33

0,0346 0,6864 0,1815 0,0975 1,0000

210

Anexo A


Cpmedio Q flue gas

=

=

CpT 2 + CpT 4 2

=

7,91644

kcal kcal = 0,278 kmol ⋅ K kg ⋅ K

32.669,33 ⋅ 0,278 ⋅ (498,15 − 678,15) = −1.634.773,27

kcal hr

Ahora determinaremos la temperatura a la cual saldrá el aire antes de combustionar. El calor específico del aire es una propiedad dependiente de la temperatura, pero no es aberrante estimar una temperatura para determinar un Cp promedio, esta temperatura (250) es resultado de la experiencia en hornos.

T 3 =

− Q flue gas

Cp( 250; 25) ⋅ maire

+ T 1 =

1.634.773,27 + 298,15 = 513,159 K ≈ 241 °C 7,07 ⋅ 1.075,43

Zona radiante. Se considerará un horno de 4 pasos y tubos de 108 mm (4 pulg) con 12,1 mm de espesor. Tabla A-83: Propiedades carga al Horno.

Carga Total Carga fresca Quench total

Flujo másico kg/h

Fracción Másica ºAPI x

Densidad kg/m3

Caudal m3/s

Caudal ft3/s

136643

0,9243

5,42

1033,450

0,0367

1,297

11193 147836

0,0757 1,0000

17,09

952,285 1026,822 xn

0,00326 0,04000

0,115 1,412

1 δ T

=

x1 δ 1

+K+

δ n

Cálculo de velocidad Atubo v=

D 2 = π ⋅ 4

=

0,02206 m 2

Caudal 0.04 m = = 1,813 Area 0,02206 s


211

Anexo A


vmásica

=

F másico Area

kg 147.836 = 1.861,4 3600 ⋅ 0,02206 s ⋅ m 2

=

Se asumirá que el calor absorbido en la zona radiante será aproximadamente el 68 al 72% del calor total suministrado a la corriente de proceso.

Qrad = Qabsorv ⋅

% absorv 100

= 30.240.820 ⋅

71 kcal = 21.470.982,2 100 hr

Qconv = Qabsorv − Qrad = 8.769.837,8

kcal hr

Se determinará el ahora el número de tubos requeridos en la zona radiante del horno. El dato de densidad de flujo de calor (Flux) está dado en gran parte por la metalurgia de los tubos. Tabla A-84 Características de los tubos zona radiante.

Largo total

(m)

27,5

Largo efectivo

(m)

26,8

Diámetro externo Do (mm)

108

Espesor

12,1

(mm)

Espaciamiento entre tubos (Do)

2

Material (ASTM especificación)

9% Cr 1% Mo A213T9

Temp max sucio/limpio (°C)

634/553

Temperatura máxima metal (°C)

634

Areatot rad =

Qradiación 21.470.982,2 2 = = 675,188 m Densiodad de calor 31.800,0

A por tubo = π ⋅ φ ⋅ Lefec

m2 = 3,1416 ⋅ 0,108 ⋅ 26,8 = 9,093 tubo

En la primera fila de la zona de choque o espejo se considerarán 4 tubos de las mismas características de la zona radiantes. Esta fila se asume como zona radiante.


212

Anexo A


Arad inf = Arad tot − Arad choq = 675,788 − 36,372 = 639,416 m 2 n°tubos zona rad = n°tubos por paso

=

Arad inf A por tubo

=

n°tubos zona rad inf n° de pasos

639,416 = 70,3 ⇒ 71 tubos 9,093 =

tubos 71 = 17,75 ⇒ 18 4 paso

Zona de choque. La separación entre tubos es de 2 diámetros (se toma desde el centro). Alibre = Lefec ⋅ nº tub ⋅d ent tub Donde. Alibre : Área por la cual pasa el flue gas o área libre de tubo. Lefec : Largo efectivo del tubo. n°tub : Número de tubos en por fila. d ent tub : Distancia en diámetros de tubo (desde el centro del tubo) Alibre

=

26,8 ⋅ 4 ⋅ 0,108 = 11,58 m 2

La velocidad másica del flue gas en la zona de choque será.

G= m flue gas

=

mkg comb ⋅ m flue gas por kg comb

G=

=

m flue gas Alibre

2.975,85 ⋅ 19,8873 = 59.181,6

59.181,6 kg = 1,420 3.600 ⋅ 11,58 s ⋅ m 2


⇔

0,267

kg hr

lb s ⋅ ft 2

213

Anexo A


La temperatura de los gases a la entrada de la zona de choque, en este tipo de hornos es bastante alta, puesto que se requiere llevar a cracking térmico el fluido de proceso. Se asumirá que la temperatura del flue gas en la zona de choque llegará a 900°C y bajará alrededor de 190 a 200°C antes de entrar a la zona convectiva. Por otra parte el calor entregado en la zona de choque es aproximadamente un 40% del calor total de la zona convectiva, por lo tanto deberemos conjugar estas dos condiciones en el cálculo. Q z choque

=

0,4 ⋅ Qconv = 0,4 ⋅ 8.769.837,8 = 3.507935,12

kcal hr

Nuevamente estimaremos un Cp medio del flue gas que estará comprendido entre las temperaturas antes señaladas.

T 5 = T 0 −

Q 3.507.935,12 ⋅ 27,813 = 1.173,15 − = 979,83 K ⇔ 706,68 °C m ⋅ Cp(T 5 T 0 ) 59.181,6 ⋅ 8,528 −

Es bueno tomar consideraciones con respecto de la temperatura a la cual saldrá o la temperatura que debe alcanzar el fluido de proceso a la entrada de la zona de reacción. Para efectos prácticos es conveniente evitar la excesiva vaporización de la mezcla, es por ello que esta será menor de 370°C, que es la temperatura a la que se encuentra el pitch en el fondo de las torres de vació. En este caso nos daremos una temperatura de 362°C.

900°C

�T1 707°C

�T2

362°C 325°C

∆TLMTD =

∆T 1 − ∆T 2

 ∆T  ln 1   ∆T 2 

=

968,4 − 687,04  968,4  ln  687 , 04  

=

819,7 ° F

ho = 1.1⋅ (hc + hrg )


214

Anexo A


Donde.

Btu hr ⋅ ft 2 ⋅ ° F

hc : Coeficiente de película de convección hrg : Coeficiente de radiación del gas 2.14 ⋅ g 0.6 ⋅ Tga 0.28 hc = Do 0.4


2,14 ⋅ 0,269 0, 6 ⋅1938,480 , 28 = 4,252 0, 4

=

4,53


Donde. Tga : Temperatura media del flue gas (° R ) g : Flujo másico del flue gas

Tga =

lb s ⋅ ft 2

tgaa + tgab 2.112 + 1.764,96 = = 1.938,48 ° R 2 2

hrg = 0.0025 ⋅ Tg − 0.5 Donde. Tg : Temperatura media del flue gas (° F )

Tg =

(tga + tgb) 1.652 + 1.304,04 = = 1.478,02 ° F 2 2

hrg = 0,0025 ⋅1478,2 − 0,5 = 3,196


Luego.

ho = 1.1⋅ (4,530 + 3,196) = 8,49


Se asume tubos limpios y sin resistencias por ensuciamiento eterno e interno.

k  D ⋅ G  hi = 0.027 ⋅ ⋅   D  µ 


0. 8

 Cp ⋅ µ  ⋅  k  

1 3

 µ  ⋅  µ   w 

0.14

215

Anexo A


En vista de la pequeña variación en la viscosidad entre el material y la temperatura de 0.14

 µ  la pared, el valor del término   puede ser aproximado a 1,0  µ w 

hi = 0.027 ⋅

0,052  o,354 ⋅1.372.477,92  ⋅  0,354  26,9 

0.8

 0,692 ⋅ 26,9    0,052 

⋅

1 3

= 71,61


La resistencia de la película del interior del tubo está dada por.

Ri =

Ao hi ⋅ Ai

Donde.  ft 2  Ao : Superficie externa del tubo.    ft   ft 2  Ai : Superficie interna del tubo.    ft 

 Btu  1,113 Ri = = 0,018   2 71,61 ⋅ 0,864  hr ⋅ ft ⋅ ° F 

−1

El coeficiente de pared del tubo será.

hw =

Km tm

Donde.  Btu ⋅ in   2 hr ft F ⋅ ⋅ °  

Km : Conductividad térmica de la pared de los tubos.  tm : Espesor de la pared de los tubos. (in )

hw =

324 Btu = 680,1 0,4764 hr ⋅ ft 2 ⋅ ° F

Luego la resistencia de pared del tubo la obtendremos de.


216

Anexo A


Rw = Rw =

Ao hw ⋅ Ai

1,113 = 0,0019 680,1 ⋅ 0,864

Luego la resistencia de película externa viene dada por.  Btu  1 1 Ro = = = 0,118   2 ho 8,49  hr ⋅ ft ⋅ ° F 

−1

Ahora se determinará la resistencia total.  Btu  Rt = Ri + Rw + Ro = 0,018 + 0,0019 + 0,118 = 0,137   2  hr ⋅ ft ⋅ ° F 

−1

Luego el coeficiente global de transferencia de calor viene dado por.

U =

1 1 Btu = = 7,26 Rt 0,1378 hr ⋅ ft 2 ⋅ ° F

Finalmente de la ecuación de diseño.

Q = A ⋅U ⋅ ∆T LMTD A =

A =

Q U ⋅ ∆T LMTD

13.919.486 2 2 = 2.339,01 ft ⇔ 217,3 m 7,26 ⋅ 819,7

El número de tubos requeridos en la zona de choques se estimará según.


217

Anexo A


n°tubos z choque

=

A z choque A por tubo

=

217,3 = 23,9 ⇒ 24 tubos 9,093

Zona convectiva. 706,7°C �T1

405°C

325°C

�T2 271°C

∆TLMTD =

∆T 1 − ∆T 2

 ∆T  ln 1   ∆T 2 

=

687,04 − 241,2  687,04  ln   241,2 

=

426 ° F

En la zona de convección se usan tubos aleteados, con el propósito de obtener la mayor absorción del calor.


218

Anexo A


Tabla A-85 Características de los tubos zona convección.

Tubos aleteados Aletas por metro Altura de la aleta Espesor de la aleta Diámetro externo Espesor del tubo Conductividad térmica acero Material.

197 25,4 1,5 108 12,1 65 9% Cr 1% Mo A213T9

(mm) (mm) (mm) (mm) W/(m)(K)

La velocidad del flue gas a través de la zona convectiva viene dada por. G=

m flue gas Alibre

Alibre = nº t ⋅ (lef ⋅ ( Do(espaciado − 1) − 2 ⋅ dens ⋅ alt aleta ⋅ esp aleta)) Alibre = 4 ⋅ (26,8 ⋅ (0,108 ⋅ (2 − 1) − 2 ⋅197 ⋅ 0,0254 ⋅ 0,0015)) = 9,9684 m 2 Entonces. 59.181,58 kg = 5.936,97 9,97 s ⋅ m 2 El número de Reynolds está dado por. G=

R =

Do ⋅ G

=

µ


⇔ 1213,87

lb h ⋅ ft 2

4,252 ⋅1.213,87 = 5.182,1 12 ⋅ 0,083

219

Anexo A


Tabla A-86 Coeficiente de transferencia por el lado del flue gas para aletas. 0,07 0,05 0,04 0,03

0,02

J 0,01

0,006 0,005 0,004

Source Escoa Fintube Corp

0,003 500

1,000

5,000

Reynolds number

10,000

( N Re ) =

60,000

DG µ

De la gráfica se obtiene el valor del coeficiente de transferencia de calor por el lado del flue gas para aletas. J = 0,011 Luego el coeficiente total de transferencia de calor total de la zona de convección estará dado por. ho =

J ⋅ Cp ⋅ G  µ ⋅ Cp     k 

2 3

Donde. J : Coeficiente de transferencia de calor del flue gas para aletas. Cp : Capacidad calorífica del flue gas a (T).  Btu   . 2  ft ⋅ ° F 

G : Flujo másico del flue gas 

 lb   .  hr ⋅ ft 

µ : Viscosidad del flue gas. 

 Btu

  . ⋅ ⋅ ° hr ft F  

k : Conductividad térmica del flue gas 


220

Anexo A


ho =

0,012 ⋅ 0,285 ⋅1.213,87 2  3

 0,085 ⋅ 0,285   0,03  

=

4,7

Btu ft 2 ⋅ ° F

Si bien, que hemos determinado el coeficiente total, debemos tomar en cuenta existe un coeficiente real o efectivo y que dependerá de la eficiencia de la aleta.

hoefectivo

=

ho ⋅ ( E ⋅ A f + Ao ) At

Donde.  ft 2  At : Área total por pie de tubo aleteado   .  ft   ft 2  A f : Área de la aleta pie de tubo   .  ft   ft 2  A0 : Área del tubo liso   .  ft 

E : Eficiencia de la aleta. La determinación del área total del tubo con aletas por pie de tubo, vendrá dedo por: 2 2    o   Dal   − Dtubo  o      ⋅ 2 + Dal ⋅ esp aleta  At = π ⋅ Dtubo ⋅ 1 − n al + n al ⋅       4  ft  ft      

At = 15,03


ft 2 ft

221

Anexo A


Tabla A-87 Determinación de la eficiencia de aleta

Eficiencia E = 87 %


222

Anexo A


hoefectivo =

 Btu  4,7 ⋅ (0,87 ⋅14, 2 + 1,11) = 4, 29  2  ft ⋅ ° F  15,03  

Se determinará la resistencia total al flujo térmico Rt . Rt . Rt = Ri + Rw + Ro

Donde. −1

 Btu   . Ri : Resistencia de la película interior del tubo  2  hr ⋅ ft ⋅ ° F 

Ro : Resistencia de película externa. Rw : Resistencia del tubo liso.  Btu  At 15,03  = = 0,244  Ri = 2  hi ⋅ Ai 71,06 ⋅ 0,864  hr ⋅ ft ⋅ ° F 

−1

 Btu  At 15,03 Rw = = = 0,0256   hr ⋅ ft 2 ⋅ ° F  hw ⋅ Ai 680,13 ⋅ 0,864    Btu  1 1 Ro = = = 0, 233   hr ⋅ ft 2 ⋅ ° F  ho efectivo 4,29  

−1

−1

 Btu   Rt = 0,244 + 0,0256 + 0,233 = 0,503  2  hr ⋅ ft ⋅ ° F 

−1

Luego el coeficiente global de transferencia de calor viene dado por.

U =

 Btu  1 1  = = 1,99  2  Rt 0,503  hr ⋅ ft ⋅ ° F 

De la ecuación de diseño.

A =

Qconv U ⋅ ∆T LMTD

=

20.889.754 2 = 24.641,7 ft 1,99 ⋅ 426

⇔

2.290,121 m 2

Finalmente el número de tubos requerido en la zona convectiva será.

ntubos

=

A 2.716,58 = = 18,7 ⇒ 20 tubos Reales At 122,7


223

Anexo A


Variables: A: Área, [m2]. A: Ancho bandeja,m. A: Factor de absorción. A: Ancho bandeja,m. A,B,C: constantes de Antoine. A1: Factor de absorción en el tope. Aa: Área aleta, m2/m. af : Área de flujo, m. af: Área de flujo por tubo, m2. Ai: Superficie interior de los tubos, m 2/m. Anp: Factor de absorción en el fondo. Ao: Área tubo liso, m2/m. Apm: aletas por metro. App: Aletas por pulgada. as: Área flujo de aire, m2. at : Área transferencia lineal, m. B: presión barométrica C: factor de corrosión, mm. Cfs: Constante, [pie/s]. Cp: capacidad calorífica. Dea: Diámetro externo con aletas, m. Deq: Diámetro equivalente. Deqa: Diámetro Equivalente en tubos con aletas. Det: Diámetro externo de tubos, m. Dev: Diámetro volumétrico, m. Dit: Diámetro interno de tubos, m. do: diámetro externo, mm. Dt: Diámetro de columna, [m]. E: factor de soldadura.


224

Anexo A


EY: Módulo de Young. f : Esfuerzos, [bar]. f: Factor de inundación. Ff : Factor espumación. FH: Factor de altura. Fha: Factor de forma en diámetro. FS: Factor de forma en viento. g: constante de gravedad, [m/s2] G1: Flujo de gas de salida, Kgmol. G Np+1: Flujo de gas entrada, Kgmol. ha: Altura de aleta, m. Hi: Altura de cada etapa, m. hk: clave pesado. HT: Altura Total columna, m. icr: radio interno de curvatura, mm. k: Constante de equilibrio. K: conductividad térmica L: Masa de líquido, [kg/hra]. LB: Largo Bandeja, m. L0: Flujo de entrada de líquido, Kgmol. Le: radio esférico, mm. lk: clave ligero. Lp: Longitud de la trayectoria, m. Lt: largo de tubos, m. m: pendiente. Nmin: número mínimo de platos. nºA: Número de aletas. P: Presión Pc: Presión crítica. Pm: peso molecular Pp: Perímetro proyectado, m.


225

Anexo A


Psc: Presión seudocrítica. Pt: Pitch tubo, m. Pt: Presión total. Pv: Presión de vapor. q: Calidad térmica de alimentación. R: Constante universal de los gases, [m3 Pa mol-1 K -1]. r i: radio interno, mm. Rm: Reflujo mínimo. r o: radio externo, mm. sf: pestaña, mm. Sf: Superficie friccional, m2 Sg: Gravedad específica. t: espesor, mm. T: temperatura, K. T1: Temperatura entrada a carcasa. t1: Temperatura salida tubos. T2: Temperatura salida de carcasa. t2: Temperatura entrada tubos. ta: Espesor de aleta, m. Tc: Temperatura crítica, K. Tsc: temperatura seudo crítica, K. tt: espesor de tubos, m. U: Coeficiente Global de Transferencia de Calor. V: Masa de vapor, [kg/hra]. va: Velocidad de aire, m/s. Variables: air cooled V LN : Volumen libre neto, m3 Vv: velocidad del viento, w: factor acéntrico. W: peso, [kg*m/s2] w: factor acéntrico.


226

Anexo A


X0: Composición de componente clave entrada de líquido. Y1: Composición de componente clave a la salida del gas. y b: Mitad de espesor de aleta, m. Y Np+1: Composición de componente clave gas entrada.. z: factor de compresibilidad. α: volatilidad relativa η: eficiencia. θ: Raíz de ecuación ρ: Densidad, [kg/m3] σ: Tensión Superficial, [dinas/cm]. σ adm: Esfuerzo Admisible, [bar] Ω: Eficiencia de la aleta.


227

Anexo B


ANEXO B



228

Anexo B


B. ANEXO EVALUACIÓN ECONÓMICA Costos Indexados revista Chemical Engeeniering Tabla B-1 Costo aero refrigerantes.

Equipo

m2

US$ 2002

C-3001

205

35000

C-3002

450

47000

C-3004

312

40000

C-3051

164

30000

C-3052

315

40000

C-3053

210

36000

C-3059

160

30000

C-3061

162

30000

Total

288.000

Tabla B-2 Intercambiadores de calor.

Equipo

m2

US$

C-3006

428

30.000

C-3007

20

5.500

C-3009

390

34.800

C-3054

105

16.240

C-3055

56,46

10.440

C-3056

262,6

26.680

C-3058

81,7

11.600

C-3061

260,78

21.800

C-3062

256

20.000

Total


177.060

229

Anexo B


Descripción P&T pag 518 fig.12-20 Tabla B-3. Bombas

Equipo

Presión Kpa

m3/s

US$ 2002

J-3001

882,6

0,05

20.000

J-3002

4511

0,058

900.000

J-3003

1967,21

0,00555

10.000

J-3004

511

0,02645

12.000

J-3006

994

0,016

13.000

J-3007

1954

0,0139

18.000

J-3008

1190

0,0152

13.500

J-3009

1375

0,081

45.000

J-3010

209

0,0194

8.500

J-3011

829

0,0622

22.000

J-3013

830

0,00394

8.000

J-3052

1783

0,00139

8.500

J-3053 J-3056

1833

0,043

1491

0,0167

35.000 15.000

J-3057

12.000

Total

1.140.500

Total

2.281.000


230

Anexo B


Tabla B-4. Columnas Platos

Equipo

Psi

Largo

Dext mm

nº plato

US$2002

E-3001

50

34.900

4.150

18

494.400

E-3002

53

6.800

1.108

4

38.800

E-3003

53

6.800

1.108

4

38.800

E-3051s

237,5

22.000

2.244

21

332.100

E-3051a

232

23.000

1.640

32

303.040

E-3052

237

24.400

1.044

25

217.000

E-3053

191,97

36.090

1.694

40

446.080

F-3002

50

18.925

4.228

10

351.500

Total

2.221.720

Tabla B-5. Acumuladores

Equipos

Psi

Largo

Dext mm

US$ 2002

F-3003

50

12.200

3.124

48.000

F-3007

55

6.800

2.420

56.000

F-3008

50

7.900

3.328

41.600

F-3051

100

3.200

1.624

10.400

F-3052

224.96

9.000

2.844

76.800

F-3056

192

6.400

1.628

288.000

Total

520.800

Tabla B-6. Acumuladores de Coque

Equipos Descripción

kg

US$2002

D-3001

Coke Drums

255.000

550.000

D-3002

Coke Drums

255.000

550.000

Total


1.100.000

231

Anexo B


Tabla B-7. Compresor de 2 Etapas

Equipo

Descripción

m3/s

US$ 2002

J-3051

Compresor 2 etapas

6,9

1.500.000

Total

1.500.000

Tabla B-8. Horno Coker

Equipo

Descripción

B-3001

Horno Coker

Total

kW

US$ 2002 3.000.000

3.000.000

Descripción Costo de Equipos Tabla B-9 Aero refrigerantes

Equipo

Descripción

US$

C-3001

Tope Stripper de Purga

35000

C-3002

Fondo Stripper de Purga

47000

C-3004

Tope Fraccionadora

40000

C-3051

Primera Etapa Compresor

30000

C-3052

Segunda Etapa Compresor

40000

C-3053

Fondo Debutanizadora

36000

C-3059

LCGO a Sponge Absorber

30000

C-3061

Tope Debutanizadora

30000

Total


288000

232

Anexo B


Tabla B-10. Intercambiadores de Calor

Equipo

Descripción

US$

C-3006

1er Precalentador de Carga

30.000

C-3007

Precalentador de Agua (generador de 150 lb)

5.500

C-3009

2do Precalentador de Carga

34.800

C-3054

Enfriador Tope Absorbedor

16.240

C-3055

Reboiler 1 Stripper

10.440

C-3056

Reboiler 2 Stripper

26.680

C-3058

Enfriador Fondo Sponge Oil

11.600

C-3061

Reboiler Debutanizadora

21.800

C-3062

Reboiler Debutanizadora Vapor

20.000

Total


177.060

233

Anexo B


Tabla B-11. Bombas

Equipo

Descripción

US$

J-3001

Alimentación Unidad

20.000

J-3002

Bombas de carga al horno.

900.000

J-3003

De fraccionadora a absorbedor

10.000

J-3004

Reflujo tope fraccionadora

12.000

J-3006

Extracción LCGO

13.000

J-3007

Reflujo LCGO

18.000

J-3008

Extracción de HCGO

13.500

J-3009

Reflujo HCGO

45.000

J-3010

Recirculación en fondo fraccionadora

8.500

J-3011

Fondo Stripper de Purga

22.000

J-3013

Extracción y Reflujo Stripper Purga

8.000

J-3052

Extracción Hidrocarburos 1era etapa compresor

8.500

J-3053

Extracción 2da etapa

35.000

J-3056 J-3057

Reflujo tope debutanizadora Fondo Debutanizadora

15.000 12.000

Total

1.140.500

Total pares de bombas

2.281.000


234

Anexo B


Tabla B-12.Columnas de Platos

Equipo

Descripción

US$

E-3001

Torre Fraccionadora

494.400

E-3002

Stripper LCGO

38.800

E-3003

Stripper HCGO

38.800

E-3051s

Stripper

332.100

E-3051a

Absorbedor

303.040

E-3052

Sponge Absorber

217.000

E-3053

Debutanizadora

446.080

F-3002

Stripper de Purga

351.500

Total

2.221.720

Tabla B-13. Acumuladores

Equipos

Descripción

US$

F-3003

Acumulador de Tope Stripper Purga

48.000

F-3007

Acumulador de Carga

56.000

F-3008

Acumulador de Tope Torre

41.600

F-3051

Separador primera etapa compresor

10.400

F-3052

Separador segunda etapa compresor

76.800

F-3056

Acumulador tope Debutanizadora

288.000

Total

520.800 Tabla B-14. Acumuladores de Coque

Equipos

Descripción

US$

D-3001

Coke Drums

550.000

D-3002

Coke Drums

550.000

Total


1.100.000

235

Anexo B


Tabla B-15. Compresor de 2 Etapas

Equipo J-3051

Descripción

US$

Compresor 2 etapas

1.500.000

Total

1.500.000

Tabla B-16. Horno de Coker

Equipo B-3001

Descripción

US$ 2006

Horno Coker

3.000.000

Total

3.000.000

Determinación de Interés y Amortización Se utilizó método de cuotas iguales. Periodo Deuda Amortización Interés Cuota

0 1 68.766.545 64.451.761 4.314.784 6.876.655 11.191.439 11.191.439

2 59.705.499 4.746.262 6.445.176 11.191.439

3 54.484.610 5.220.889 5.970.550 11.191.439

4 48.741.632 5.742.978 5.448.461 11.191.439

Periodo Deuda Amortización Interés Cuota

5 42.424.357 6.317.275 4.874.163 11.191.439

7 27.831.451 7.643.903 3.547.535 11.191.439

8 19.423.158 8.408.293 2.783.145 11.191.439

9 10 10.174.035 0 9.249.123 10.174.035 1.942.316 1.017.404 11.191.439 11.191.439

6 35.475.354 6.949.003 4.242.436 11.191.439


5 42.424.357 6.317.275 4.874.163 11.191.439

236

Anexo B


ANEXO C

Tablas y Gráficos de Apéndices.


237

Anexo C

Tabla y gráficos de Apéndices.

C. Anexo Tablas Y Gráficos De Apéndices.

Gráfico C. -61: Factores de Corrección LMTD para intercambiadores 1-2 o más

Gráfico C-62: Factores de Corrección LMTD para intercambiadores 2-4 o más


238

Anexo C


Gráfico C-63: Factores de Fricción para lado tubo.

Gráfico C-64: Factores de fricción lado coraza.


239

Anexo C


Gráfico C-65: Pérdida de presión por retorno, lado tubo .

Tabla C-C-1: Valores aproximados de los coeficientes totales de diseño.

Tabla C-C-2: Disposición de los espejos de tubos. Arreglo en cuadro.


240

Anexo C


Tabla C-C-3: Datos de tubo para intercambiadores de calor.

Tabla C-C-4: Viscosidades de gases

Gráfico C-66: Viscosidades de gases.


241

Anexo C


Tabla C-C-5: Conductividades térmicas de gases y vapores

Gráfico C-67: Transferencia Transferencia de calor y caída de presión en aletas transversales/ transversales/ (a) Jameson (b) Gunter and Shaw


242

Anexo C


Gráfico C-68: Eficiencia de aleta.

Gráfico C-69: Capacidad de inundación en una torre.


243

Anexo C


Gráfico 70: Correlación de Gilliland.


244

Anexo C


GLOSARIO


245

Glosario

GLOSARIO ASSAY: Conjunto de información de los distintos crudos. RPMS: Refinery Producto Mode System. Este es un software de simulación de comportamiento de los crudos en una refinería específica. Zona Heater: zona de calentamiento del horno de la planta viscorreductora.

#:

Presión en

lb pg 2

Zona Soaker: Zona de cracking térmico del horno de viscorreductora. Olefinas: Alquenos Parafinas: Alcanos Quench: Corriente de enfriado y apagado de la reacción GOP: Gas oil pesado GOL: Gas oil liviano LPG: Gas licuado a presión. TC: Controlador de temperatura TK: Estanque. TAR: Producto de residuo de la planta Viscoreductora.


246

Refineria de Petroleo

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