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Índice
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 1
INDICE
1 INTRODUCCIÓN. ......................................................................................................... 11
2 ASPECTOS GENERALES DEL CRUDO Y OTRAS FUENTES ENERGÉTICAS. ......... 14
2.1 IMPORTANCIA RELATIVA DEL PETRÓLEO .................. ................................... 14
2.1.1 Consumo, producción y capacidad de refinación del crudo............................................................15 2.1.2 Tendencias de los consumos mundiales, regionales y nacionales de productos. ...........................18
2.2 MANEJO DE CRUDO .................................... ...................................................... 20
2.2.1 Crudos marcadores..........................................................................................................................20 2.2.2 Determinación de precios................................................................................................................22 2.2.3 Compra de crudos. ..........................................................................................................................23
2.3 COMPORTAMIENTO DE CRUDO ....................................................................... 23
2.3.1 Variación en la compra de crudo según ºAPI..................................................................................23 2.3.2 Variaciones en los precios de los crudos según calidad..................................................................24 2.3.3 Variación de una torre de destilación según variación de ºAPI de la alimentación. .......................27
3 SELECCIÓN DEL PROCESO. ...................................................................................... 29
3.1 UNIDAD REDUCTORA DE VISCOSIDAD. (VISCOREDUCTORA) ... .................. 29
3.1.1 Alimentación a la Unidad ...............................................................................................................30 3.1.2 Torre Destilación Atmosférica. .......................................................................................................31 3.1.3 Torre de Fraccionamiento al vacío..................................................................................................34
3.2 HIDROCRACKING...................................... ......................................................... 39
3.2.1 Alimentación a la unidad de Hidrocracking....................................................................................40 3.2.2 Alimentación al Horno y reactores. ................................................................................................41 3.2.3 Etapa de separación make up gas y gas de reciclo ..........................................................................42 3.2.4 Stripper de gasolina.........................................................................................................................43
3.3 PLANTA DE CRACKING CATALÍTICO...................... ......................................... 46
3.3.1 Alimentación y precalentamiento ...................................................................................................47 3.3.2 Zona de reacción y regeneración.....................................................................................................48 3.3.3 Fraccionamiento..............................................................................................................................49
3.4 PROCESO COKER.............................................................................................. 52
3.4.1 Alimentación a la unidad ................................................................................................................53 3.4.2 Fondo de la fraccionadora, carga al horno, tambores de coke, stripper de purga. ..........................54 3.4.3 Tope y extracciones laterales de la torre atmosférica......................................................................56
4 DESCRIPCION DEL PROCESO................................................................................... 61
4.1 TORRE FRACCIONADORA ................................ ................................................ 62
4.1.1 Sistema de tope ...............................................................................................................................62 4.1.2 Extracciones laterales......................................................................................................................63 4.1.3 Coke Drum, Stripper de purga, alimentación caliente a E-3001.....................................................65
5 BALANCE DE MASA Y ENERGÍA ................................................................................ 68
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Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 2
5.1 TREN DE PRECALENTAMIENTO ........................... ............................................ 68
5.1.1 Intercambiador C-3006 ...................................................................................................................68 5.1.2 Intercambiador C-3009 ...................................................................................................................69
5.2 ABSORBEDOR......................................... ........................................................... 71
5.3 SPONGE ABSORBER .................................... ..................................................... 74
5.4 STRIPPER............................................................................................................ 76
5.5 DEBUTANIZADORA E-3053............................. .................................................. 79
6 DISEÑO DE EQUIPOS ................................................................................................. 88
6.1 ACUMULADOR DE CARGA................................ ................................................ 88
6.2 TREN DE PRECALENTAMIENTO ........................... ............................................ 90
6.2.1 Intercambiador C-3006 ...................................................................................................................90 6.2.2 Intercambiador C-3009 ...................................................................................................................91
6.3 STRIPPER............................................................................................................ 93
6.4 ABSORBEDOR......................................... ........................................................... 95
6.5 SPONGE ABSORBER .................................... ..................................................... 97
6.6 COLUMNA DE DESTILACIÓN (DEBUTANIZADORA) ............ ............................ 98
6.7 BOMBAS............................................. ............................................................... 100
6.8 HORNO .............................................................................................................. 101
6.8.1 Zona Radiante ...............................................................................................................................101 6.8.2 Zona de Choque ............................................................................................................................102 6.8.3 Zona Convectiva ...........................................................................................................................102
7 CONTROL DEL PROCESO. ....................................................................................... 105
7.1 CONTROL DE CARGA A LA UNIDAD. ...................... ....................................... 105
7.1.1 Filosofía de Control ......................................................................................................................105 7.1.2 Configuración de Control..............................................................................................................106
7.2 CONTROL DE CARGA AL HORNO .......................... ........................................ 107
7.2.1 Filosofía de Control del Horno .....................................................................................................107 7.2.2 Configuración de Control del Horno.............................................................................................107
7.3 CONTROL DE TOPE DE TORRE FRACCIONADORA E-3001 ...... ................... 108
7.3.1 Filosofía de Control de Tope ........................................................................................................108 7.3.2 Configuración de Control de Tope................................................................................................109
7.4 CONTROL DE STRIPPER Y FLUJO INTERMEDIO. ............ ............................. 110
7.4.1 Filosofía de Control ......................................................................................................................110 7.4.2 Configuración de Control..............................................................................................................111
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Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 3
8 EVALUACIÓN ECONÓMICA ...................................................................................... 114
8.1 COSTO EQUIPOS.............................................................................................. 114
8.2 INVERSIÓN........................................................................................................ 115
8.3 COSTO TOTAL DEL PRODUCTO........................... .......................................... 117
8.3.1 Costos Directos de Producción .....................................................................................................117 8.3.2 Costos Indirectos de Producción...................................................................................................119 8.3.3 Gastos Generales de Planta ...........................................................................................................119 8.3.4 Gastos Generales de Empresa. ......................................................................................................119
8.4 INGRESOS......................................................................................................... 120
8.5 FLUJO DE CAJA ...................................... ......................................................... 123
8.6 ANÁLISIS DE SENSIBILIDAD ........................... ................................................ 125
8.6.1 Financiamiento..............................................................................................................................125 8.6.2 Variación °API..............................................................................................................................126 8.6.3 Variación precios por °API (US$/°API) .......................................................................................127
9 CONCLUSIONES........................................................................................................ 130
A. DISEÑO DE EQUIPOS ............................................................................................... 132
B. ANEXO EVALUACIÓN ECONÓMICA ......................................................................... 229
C. ANEXO TABLAS Y GRÁFICOS DE APÉNDICES. ...................................................... 238
GLOSARIO ........................................................................................................................ 246
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Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 4
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. ..............................................................................................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 .........................................................................................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 TABLA 6-3: DATOS DE TRANSFERENCIA DE CALOR -3006 ...........................................................................90 TABLA 6-4: DATOS ESTRUCTURALES C-3006 ............................................................................................91 TABLA 6-5: PROPIEDADES Y DATOS OPERACIONALES C-3009 ....................................................................91 TABLA 6-6: DATOS DE TRANSFERENCIA DE CALOR C-3009.........................................................................91 TABLA 6-7: DATOS ESTRUCTURALES 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 DE LOS TUBOS ZONA RADIANTE ...............................................................102 TABLA 6-20: CARACTERÍSTICAS DE DISEÑO ZONA DE CHOQUE .................................................................102
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Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 5
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: MATERIAS 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
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Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 6
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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Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 7
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 SUMIN ISTRADA ...................................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 GA S 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 D ISEÑO....................................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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Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 8
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 ºAPI. .........................................................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
Índice
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 9
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
Capítulo 1 Introducción
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 10
CAPITULO 1
INTRODUCCIÓN
Capítulo 1 Introducción
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 11
1 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
Capítulo 1 Introducción
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 12
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.
Capítulo 1 Introducción
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 13
CAPITULO 2
ASPECTOS GENERALES DEL CRUDO
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 14
2 ASPECTOS GENERALES DEL CRUDO Y OTRAS FUENTES ENERGÉTICAS.
2.1 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%.
Consumo mundial de Energíapor tipo de fuente
0%
5%
10%
15%
20%
25%
30%
35%
40%
45%
50%
1980 1985 1990 1995 2000 2005 2010 2015 2020 2025
Petróleo Gas NaturalCarbón RenovablesNuclear
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.
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 15
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
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 16
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
0
5000
10000
15000
20000
25000
30000
1960 1970 1980 1990 2000 2010
AÑO
MIL
LES
BE
BA
RR
ILE
SPRODUCCION
CONSUMO
CAPACIDAD DEREFINACION
Gráfico 2-3: Producción, Consumo y Capacidad de Refinación Norteamérica
SUR Y CENTRO AMERICA
010002000300040005000600070008000
1960 1970 1980 1990 2000 2010
AÑO
MIL
BP
D
PRODUCCION
CONSUMO
CAPACIDAD DEREFINACION
Gráfico 2-4: Producción, Consumo y Capacidad de Refinación Sur y Centro América
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 17
EUROPA
05000
10000150002000025000300003500040000
1960 1970 1980 1990 2000 2010
AÑO
MIL
BP
D
PRODUCCION
CONSUMO
CAPACIDAD DEREFINACION
Gráfico 2-5: Producción, Consumo y Capacidad de Refinación Europa
MEDIO ORIENTE
0
5000
10000
15000
20000
25000
30000
1960 1970 1980 1990 2000 2010
AÑO
MIL
BP
D
PRODUCCION
CONSUMO
CAPACIDAD DEREFINACION
Gráfico 2-6: Producción, Consumo y Capacidad de Refinación Medio Oriente
AFRICA
0100020003000400050006000700080009000
10000
1960 1970 1980 1990 2000 2010
AÑO
MIL
BP
D
PRODUCCION
CONSUMO
CAPACIDAD DEREFINACION
Gráfico 2-7: Producción, Consumo y Capacidad de Refinación Africa
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 18
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
0100002000030000400005000060000700008000090000
1960 1970 1980 1990 2000 2010
AÑO
MIL
BP
D
PRODUCCION
CONSUMO
CAPACIDAD DEREFINACION
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.
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 19
CONSUMO SEGUN PRODUCTOS EN EL MUNDO
0
5000
10000
15000
20000
25000
30000
1992 1994 1996 1998 2000 2002 2004
AÑO
MIL
BP
D
Gasolina
Diesel
Fuel Oil
Otros
Gráfico 2-9: Consumo según productos en el mundo
CONSUMO SEGUN PRODUCTOS EN CENTRO Y SUDAMERICA
0
500
1000
1500
2000
1992 1994 1996 1998 2000 2002 2004
AÑOS
MIL
BP
D Gasolina
Diesel
Fuel Oil
Otros
Gráfico 2-10: Consumo según productos en centro y sudamerica
MERCADO NACIONAL Y PARTICIPACIÓN DE ENAP
0
1000000
2000000
3000000
4000000
5000000
6000000
7000000
2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007
PERIODO
CO
NS
UM
O m
3
gasolina
diesel
fuel oil
gasol enap
diesel enap
fuel enap
Gráfico 2-11: Mercado Nacional y Participación de ENAP
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 20
. 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
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 21
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
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 22
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
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 23
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
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 24
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
0
5
10
15
20
25
30
35
40
1999 2001 2003 2005 2007
AÑO
% C
OM
PR
AD
O 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
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).
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 25
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
0
10
20
30
40
50
60
70
1999 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006
AÑO
US
$PB
L
20.0º o menos
20,1º a 25,0º
25,1º a 30,0º
35,1º a 40,0º
40,1º a 45,0º
45,1º o más
Gráfico 2-14: Variación de Precios según ºAPI
Esta diferencia en los precios se ha ido haciendo más grande en el tiempo y es lo que
prima al hacer inversiones en plantas de proceso de hidrocarburos más pesados, pues los
volúmenes procesados, alrededor de 234.000 barriles de crudo por día en Chile hacen
interesante la inversión. Sólo en Enap Refinerías Aconcagua se procesan 110.000 Bpd.
Tomando en cuenta las compras de crudo de los últimos meses, podemos notar en la
siguiente tendencia entre agosto del 2005 y septiembre del 2006 la diferencia es de US$ 0,76
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 26
por cada ºAPI, como promedio lo que significa que existe una gran economía, sólo por la
adquisición de crudo.
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.
AHORRO EN USDOLAR/BBL
0,3
0,4
0,5
0,6
0,7
0,8
0,9
1
may-05 sep-05 dic-05 mar-06 jul-06 oct-06
PERIODO
US$/ °Api
USD/Bbl
Promedio
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 27
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
30,00
40,00
50,00
60,00
27 28 29 30 31 32 33 34
ºAPI
% F
ON
DO
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
0
10
20
30
40
50
60
70
80
Jul-98 Dic-99 Abr-01 Sep-02 Ene-04 May-05 Oct-06 Feb-08
Periodo
Pre
cio
US
$/B
bl
precio US$/BBL
Gráfico 2-17: Variación en el precio del crudo
Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 28
CAPITULO 3
SELECCIÓN DEL PROCESO
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 29
3 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
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 30
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 31
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
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 32
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 33
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.
stripperLC
359ºCgenerador
200ºC150#
402ºC
TCgenerador393ºC
GOP
producto
306ºC
600#
Vapor
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 34
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 35
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
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 36
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 37
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 38
Tabla 3-1: Rendimientos Visco reductora
Descripción del flujo Flujo en m3 Porcentaje en volumen
Carga de pitch 1580 más error
Quench 334
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 39
3.2 HIDROCRACKING
FiltroBb carga 1
1700m3/d
Acumulador
3 kg/cm2
150ºC
FgasBD
Bb carga
reacción
precalentamiento
Horno de Reacción
342ºC 379ºC
Reactores de
Desulfurización
1 21 2
405ºC
409ºC
70ºCSeparador de
alta
98 kg/cm2
Turbina
recuperadora
de energía
Compresor
Reciclo
403ºC
405ºC
Reactores de
Hidrocracking
407ºC408ºC
398ºC
15 kg/cm2
65ºC
Separador
de baja
Con Kerosene
a TK
Con Diesel
a TK 2
Con Reflujo
de kerosene
Con diesel
a KT 1
Con reflujo de
Diesel
Co 1º de
gas oil no
convertido
Stripper
de
Gasolina
Horno de
Fraccionamiento
352ºC
109ºC
58ºC
7k/cm2
Gasolina
Desodorización
273ºC
Acumulador de
tope40ºC
Nafta
Generadora
de 600#
GONC
Fraccionadora
atmosférica
0.5 k/cm2
105ºC
Strepper
Kerosene
kerosene
296ºC
Strepper
Diesel
Con 2º del
fondo de
la fraccionadora
gas oil no
convetido
Compresor de
make up gas
Matriz de H2
TTO
FCCU
AGO
GOL
GOM
GOP
323ºC
331ºC
Diesel a KT
P-111
F.gasB .D
V-11 V-12
Figura 3-25: Planta de Hidrocracking
La planta de Hidrocracking está diseñada principalmente para obtener diesel de alta
calidad ambiental, es decir un combustible limpio de contaminantes, tales como azufre,
metales y otros que pudiesen reaccionar para formar compuestos tóxicos.
Esta es una planta de tratamiento con fraccionamiento final, que basa su
funcionamiento en el principio de cracking catalítico.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 40
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).
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 41
3.2.2 Alimentación al Horno y reactores.
Bomba de carga
al Horno
Precalentamiento
Horno
342ºC 379ºC
Reactores
3 41 2
Hidricracking
409ºC
Hidrógeno
103 k/cm2
150ºC
403ºC
P-15
407ºC
Generador de 600#
408ºC
Desulfurización Denitrificación
De acumulador
de carga
Gas Neto A separador
de alta
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 42
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 NiO 1-5%
Pentóxido de fósforo P2O5 5-10% Oxido de tungsteno WO3 6-20%
Oxido de níquel NiO 1-5% Sílice SiO2 30-60%
Sulfuro de molibdeno MoS2 10-20% Sulfuro de níquel Ni3S2 1-5%
Sulfuro de níquel Ni3S2 1-5% Sulfuro de tungsteno WS2 6-20%
Azufre S 10-20% Azufre S 5-10%
Coke de petróleo CxHy (x>>y) 20-30% Coke de petróleo CxHy (x>>y) 10-30%
Oxido de sodio Na2O 0.5-1.5%
3.2.3 Etapa de separación make up gas y gas de reciclo
Figura 3-28: Separación y gas de reciclo.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 43
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/cm2 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 1er gas oil no
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 44
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 45
Torre
fraccionamiento
atmosférico
Condensador de
superficie
Bomba
de tope
Acumulador
de tope
Nafta
TK
Reflujo
de tope
Extracción
diesel
F.gasB.D
PC PC
Extracción
kerosene
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
Descripción del flujo Flujo en m3 Porcentaje en volumen
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
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 46
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.
650º
C
Figura 3-31: Cracking Catalíico.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 47
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 48
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 49
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 50
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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 51
Tabla 3-4: Rendimientos Cracking Catalítico.
Descripción del flujo Flujo en m3 Porcentaje en volumen
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
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 52
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
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 53
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.
Pitch de vacío
Pitch estanque
Acumulador
238ºC
0.56k/cm2
Bomba de carga
a la torre
Gas oil pesado
de stripping
Reflujo
de HCGO
Venteo a la
torre
De colector
HCGO
Reflujo de
HCGO
Alimentación
fresca 300ºC
De Stripper
HCGO
A FCCU
o TK
Torre
atmosférica
Bomba de
carga al horno
Bomba de
recirculación
Carga al horno
Figura 3-36: Alimentación a la unidad de coker
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 54
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
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 55
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
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 56
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.
Bomba de
reflujo de
tope
Bomba de
extracción
Compresor
doble etapa
Condensador 1
21
Condensador 2
Gases de acumulador
de tope de stripper
de purga
Torre
atmosférica
0.7k/cm2
Acumulador de tope
0.14k/cm2 41ºC
Acumulador 1
38ºC 3.5 k/cm2
Acumulador 2
40ºC 14.5k/cm2
Aguas a
tratamiento
Stripper
absorbedor
de
gasolina
Gases a FCCU
Rehervidor
Vapor 150#
Condensado
condensador
Debutanizadora
Nafta
a
hidrotratamientoE-9
139ºC
V-3
Agua a TTO
Agua a TTO
El LPG se envía
a TTO
Rehervidor
Gas oil
de la torre fraccionadora
A acumulador
de tope
Reflujo de
tope
Gases a FCCU
P-53
LC
PC
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
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 57
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
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 58
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 698
Total convertido 2.123,3 1.580,4
Volumen Masa
Conversión 94,5 69,5
Comportamientos de las distintas plantas de procesamiento de hidrocarburos pesados
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 59
Tabla 3-6: Comparación de Rendimientos
Planta Materia Prima Producto
Principal
Producto
Secundario Conversión %
Cracking
Catalítico Gas oil Gasolina LPG
Hidrocracking Gas oil Diesel Nafta 50
Visbreaking Pitch Gas oil Nafta 15
Coker Pitch Diesel Gas oil 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.
Capítulo 3 Selección del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 60
CAPITULO 4
DESCRIPCIÓN DEL PROCESO
Capítulo 4 Descripción del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 61
4 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 J-
3002 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.
Capítulo 4 Descripción del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 62
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.
Capítulo 4 Descripción del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 63
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
Capítulo 4 Descripción del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 64
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,
Capítulo 4 Descripción del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 65
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
Capítulo 4 Descripción del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 66
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.
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 67
CAPITULO 5
BALANCE DE MASA Y ENERGÍA
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 68
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.
Carcasa Tubo
Producto Pitch Alimentado HCGO producto
Flujo Másico kg/h 204.964,5
Calor específico kcal/kgºC 0,6 0,672
Temperatura entrada ºC 210 336
Temperatura salida ºC 234 239
Balance de Energía
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 69
Determinación de flujo HCGO producto:
TcpmQ ∆⋅⋅= Ec (A.2.1)
( )
=−=h
kcalQ 8,488.951.2210234*6,0*5,964.204
=−
=h
kgFlujoHCGOprod 35,279.45
)239336(*672,0
8,488.951.2
5.1.2 Intercambiador C-3009
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.
Carcasa Tubo
Producto Pitch Alimentado HCGO recirculado
Flujo Másico kg/h 204.964,5
Calor específico kcal/kgºC 0,62 0,68
Temperatura entrada ºC 234 343
Temperatura salida ºC 274 309
Determinación flujo de HCGO recirculado y área de transferencia:
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 70
( )
=−=h
kcalQ 6,083119.5234274*62,0*5,964.204
=−
=h
kgFlujoHCGO 11,858.219
)309343(*68,0
6,119.083.5
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 71
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
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 72
Balance de Masa.
Tabla 5-0-3: Propiedades y flujos Absorbedor
Lo GNp+1 LNp G1
Flujo Másico kg/h 65.950 15.321 ? ?
Flujo Vol. m3/h 96,84 942,8 ¿? ¿?
Moles kgmol 633,97 570,39 ¿? ¿?
P.Molecular kg/kgmol 104,026 26,86 86,86 24,38
Fracciones Molares 0,0012 0,084 0,0555 0,00666
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 0,24
Cp kcal/kgºC 0,488 0,477 0,504 0,504
Lambda kcal/kgºC 55 42
Los flujos de salida del absorbedor son desconocidos, no así sus composiciones.
11 GLGL NpNpo +=+ +
Np
NP
LG
LG
+=++=+
1
1
39,57097,633
0555,0*00666,0*084,0*39,5700012,0*97,633
G1= 370,7 [kgmol]
LNP= 831,593 [kgmol]
G1= 9.038,47 [kg/h]
LNp= 72.232,19 [kg/h]
Balance de energía
11 GLnpGnpLo HhHh +=+ +
Temperatura referencia: 25 ºC
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 73
Calor de disolución, este valor es despreciable para los hidrocarburos.
( )
=−=hra
kcalhLo 74,866.7122515,47*488,0*950.65
( )( )
=+−=+ hra
kcalHGnp 872,584.959552541*477,0*321.151
( )
=−=hra
kcalhLnp 59,973.178.125385,57*504,0*232.72
( )( )
=+−=hra
kcalHG 8,474.493422550*504,0*038.91
0=∆H
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 74
5.3 Sponge Absorber
Balance de Masa.
Tabla 5-0-4: Propiedades y flujos Sponge Absorber
Lo GNp+1 LNp G1
Flujo Másico kg/h 30.768 9.038 ? ?
Flujo Vol. m3/h 37,61 695,266 ¿? ¿?
Moles kgmol 157,78 355,84 ¿? ¿?
P.Molecular kg/kgmol 195 25,4 169,1 24,62
Fracciones Molares 0,0008 0,00666 0,00619 0,00409
Temperatura ºC 43 50 51 43
Presión kPa 1425 1407
Densidad kg/m3 818 13 805 11,38
Viscosidad cp 1,44 1,16
Cp kcal/kgºC 0,445 0,504 0,462 0,54
Lambda kcal/kgºC 42 35
Los flujos de salida del absorbedor son desconocidos, no así sus composiciones.
11 GLGL NpNpo +=+ +
1
1
845,355784,157
00409,0*00619,0*00666,0*845,3550008,0*784,157
GL
GL
Np
Np
+=+
+=+
LNp= 188 [kgmol]
G1=325,6 [kgmol]
LNp = 31.790 [kg/h]
G1= 8.017 [kg/h]
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 75
Balance de energía
11 GLnpGnpLo HhHh +=+ +
Temperatura referencia: 25 ºC
( )
=−=h
kcalhLo 68,451.2462543*445,0*768.30
( )( )
=+−=+ h
kcalHGnp 8,474.493422550*504,0*038.91
( )
=−=h
kcalhNp 87,420.3812597,50*462,0*790.31
( )( )
=+−=h
kcalHG 24,520.358352543*54,0*017.81
0=∆H
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 76
5.4 Stripper
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
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 77
Balance de Masa
Tabla 5-0-5: Propiedades y flujos Stripper
Lo GNp+1 LNp G1
Flujo Másico kg/h 39.944 989
Flujo Vol. m3/h 55,47 1735
Moles kgmol 199 54,88
P. Molecular kg/kgmol 200,65 18,02 207 65,15
Fracciones Molares 0,176 0 0,0126 0,4
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
Cp kcal/kgºC 0,608 0,445 0,603 0,56
∆Hvap kcal/kg 608,22 608,22
λ kcal/kgºC 68
Los flujos de salida del stripper son desconocidos, no así sus composiciones.
11 GLGL NpNpo +=+ +
1
1
88,54199
4,0*0126,0*176,0*199
GL
GL
np
np
+=+
+=
LNp= 171,92 [kgmol/h]
G1=82,02 [kgmol/h]
LNp = 35587,44 [kg/h]
G1= 5344 [kg/h]
Balance de energía.
11 GLnpGnpLo HhHh +=+ +
))(( 001vHTTcpmH +−⋅⋅=
Temperatura referencia: 25 ºC
( )
=−=h
kcalhLo 187.517.425211*608,0*944.39
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 78
( )( )
=+−=+ h
kcalHGNp 97,482.74122,60825343*445,0*9891
( )
=−=h
kcalhLnp 42,038.873.3258,203*603,0*44,587.35
( )( ) ( )( )
=+−++−=h
kcalHG 29,630.421.16825207*56,0*355.422,60825207*445,0*9891
0=∆H
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 79
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.
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 80
Balance de Masa
Tabla 5-0-6: Propiedades y flujo Debutanizadora
Alimentación (A) Tope (T) Fondo (F)
Flujo Másico kg/h 75.589
Peso Molecular kg/kgmol 94,6 48,16 102,041
Moles kgmol 799,01
Fracciones molares C4 0,025 0,1511 0,0048
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
FTA +=
FT +=01,799
0048,0*1511,0*025,0*01,799 FT +=
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
RCFTaA QQmhmhhm −++=
1 Detalles de Cálculo de calor de Reboiler y Condensador en Anexo A
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 81
=−=h
kcalQA 85,558.025.8)256,175(*705,0*589.75
=
−+−+−=
h
kcalQ
Q
S
S
32,559.025.8
12,824.278.396,680.564.2)25199(*71,0*276.70)2541(*68,0*313.5
0=∆H
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 82
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 (kmol/hra) 100
Energía por kilogramo de combustible (kcal) 11.396,90
Masa de aire por kilogramo de combustible. (kg) 18.887
Tabla 5-0-8: Perfil de temperaturas del Horno
ºC K
T1 25 298,15
T2 225 498,15
T3 241 514,15
T4 405 678,15
T0 900 1173,15
T5 700 973,15
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 83
.
comb 25ºC aire T1T3
T4
T2
271ºC
504ºC
T2
T0
Damper
zona convectiva
zona espejo o de choque
Zona radiante
Tabla 5-0-9: Capacidades caloríficas a distintas temperaturas
Cp T1 Cp T2 Cp T3 Cp T4 Cp T0 Cp T5
O2 6,9912 7,5156 7,5428 7,7790 8,3394 8,1245
N2 6,9266 7,1040 7,1208 7,3005 7,8696 7,6376
CO2 8,8357 10,9014 10,9909 11,6981 13,0526 12,5637
H2O 7,9880 8,3889 8,4288 8,8607 10,2458 9,6800 Determinación del calor absorbido por el aire.
TCpmQ ∆⋅⋅=
)13()(22 22 TTCpNmolesCpOmolesQ NO −⋅⋅+⋅=
)1500,2981446,514()2
)9266.61208,7(259,854
2
)9912.65427,7(84,225( −⋅+⋅++⋅=absQ
kcalQ aireabs 19,466.650.1=
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 84
Calor perdido por los gases de la chimenea a la salida del precalentador.
)2()( TrTCpsalidademolesQ medioatmósferalaagases −⋅⋅=
Donde. :Tr Temperatura de referencia.
kcalQ atmgases 720.747.1=
Se asumirá un 1,5 % de pérdidas por radiación, con esto obtendremos la eficiencia.
radiaciónporpérdidasQ
QQE
ecombustibl
atmgasesecombustibl −−
⋅= 100
%17,89=E Calor real suministrado por kilogramo de combustible.
combcomkgtotcombkg kg
kcalEQQ 6,10162
100=⋅=
Tabla 5-0-10: composición de la alimentación
Carga Horno Cal Formación
kJ/kg Masa Total kg Cp promedio 25°C
Total -1826,07222 147836 2,2577
Tabla 5-0-11: Composición de la corriente de salida
Carga Horno Cal Formación
kj/kg Masa Total kg Cp promedio 25°C
Total -1826,07222 147836 1,9168
)()( feissisifeieeiei HTCpmHTCpmQ ∆+∆⋅⋅=∆+∆⋅⋅+
entradasalidaabs QQQ −=
kg
kcalQabs 820.240.30=
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 85
Calor total entregado por el combustible.
hr
kcal
E
QQ abs
total 670.913.33==
Masa total de combustible.
kgQ
Qm
combkg
absreqcomb 8,975.2==
Luego el calor absorbido por el aire de combustión estará dado por.
aireabsgasflue QQ −=
combdekg
gasfluedekgmm combairegasflue 887,191887,181 =+=+=
Tabla 5-0-12: Composición del Flue Gas
Especie kmol Fracción
molar (y) M
Masa
kg
Fracción
Másica (x)
O2 37,64 0,032 31,999 1204,44 0,0346
N2 854,26 0,727 28,014 23931,20 0,6864
CO2 93,89 0,080 44,010 4132,10 0,1815
H2O 188,82 0,161 18,015 3401,59 0,0975 Total 1224,51 1,00000 27,813 32669,33 1,0000
Kkg
kcalCpCpCp TT
medio ⋅=+= 278,0
242
hr
kcalQ gasflue 27,773.634.1−=
)()( TCpmQ Tgasfluegasfluegasflue ∆⋅⋅=
Capítulo 5 Balance de Masa y Energía
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 86
CKTmCp
QT
aire
gasflue °≈=+⋅
−= 241159,51313
)25;250(
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 87
CAPITULO 6
DISEÑO DE EQUIPOS
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 88
6 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
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 89
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 Toriesférico
Espesor Cabezal mm 6
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 90
6.2 Tren de Precalentamiento
C-3006 C-3009
Figura 6-45: Tren de Precalentamiento
6.2.1 Intercambiador C-3006
Tabla 6-2: Propiedades y datos operacionales -3006
Carcasa Tubo
Producto Pitch Alimentado GOP
Flujo másico kg/h 204964,5 45.279,35
Flujo volumétrico m3/h 225,23 56,6
Capacidad Calorífica kcal/kgºC 0,6 0,672
Densidad kg/m3 910 800
Viscosidad cp 88 0,5
Conductividad Térmica kcal/hm2ºC 0,085 0,06
Pasos 2 12
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
Área de Transferencia de calor m2 361,62
Coeficiente de Transferencia de Calor kcal/h m2 ºC 146,47
Datos de Diseño.
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 91
Tabla 6-4: Datos estructurales C-3006
TUBOS CARCASA
Producto HCGO prod. Producto Pitch
Pasos 12 Pasos 2
Arreglo Cuadrado Diámetro m 1
Nº tubos 1.024 Velocidad m/s 0,33
Diámetro ext mm 19,05 ∆P Psi 2,4
BWG 16
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
Carcasa Tubo
Producto Pitch Alimentado GOP
Flujo másico kg/h 204.964,5 219.858,11
Flujo volumétrico m3/h 227,74 293,14
Capacidad Calorífica kcal/kgºC 0,62 0,68
Densidad kg/m3 900 750
Viscosidad cp 46 0,43
Conductividad Térmica kcal/hm2ºC 0,081 0,059
Pasos 1 4
Temperatura Entrada ºC 234 343
Temperatura Salida ºC 274 309
Tabla 6-6: Datos de transferencia de calor C-3009
Calor intercambiado kcal/h 5.083.119,6
Áea de Transferencia de calor m2 421,81
Coeficiente de Transferencia de Calor kcal/h m2 ºC 170,88
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 92
Datos de diseño
Tabla 6-7: Datos estructurales C-3009
TUBOS CARCASA
Producto HCGO rec. Producto Pitch
Pasos 4 Pasos 1
Arreglo Cuadrado Diámetro m 1,143
Nº tubos 1180 Velocidad m/s 0,396
Diámetro ext mm 19,05 ∆Pc 5,33
BWG 16
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.
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 93
6.3 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
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 94
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
Tensión Superficial dina/cm2 15,36 16,8
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
Tipo Cabezal Toriesférico
Espesor Cabezal mm 4
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 95
6.4 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
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 96
Tabla 6-10: Propiedades Absorbedor
Lo Gnp+1 Lnp G1
Flujo másico kg/h 103.231,5 22.981,5 108.354 14.229
Flujo volumétrico m3/h 151,58 1409,91 164,17 1031,84
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
Tensión Superficial dina/cm2 17,03 15,23
Tabla 6-11: Características de Diseño Absorbedor
Material SA 516-Gr60
Número de platos 30
Tipo de Plato Válvula
Espaciamiento platos mm 610
Diámetro Columna m 1,6
Altura m 22,4
Espesor carcasa mm 20
Tipo Cabezal Toriesférico
Espesor Cabezal mm 30
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 97
6.5 Sponge Absorber
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
Flujo másico kg/h 46.152 13.557,7 47.685 12.025,5
Flujo volumétrico m3/h 56,42 981,73 59,236 955,92
Temperatura ºC 43 50 51 43
Presión kPa 1425 1407
Densidad kg/m3 818 13,81 805 12,58
Viscosidad cp 1,44 1,16
Tensión Superficial dina/cm2 25,15 23,72
Tabla 6-13: Características de Diseño Sponge Absorber
Material SA 516-Gr60
Número de platos 25
Tipo de Plato Válvula
Espaciamiento platos mm 610
Diámetro Columna m 1
Altura m 29
Espesor carcasa mm 16
Tipo Cabezal Toriesférico
Espesor Cabezal mm 25
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 98
6.6 Columna De Destilación (Debutanizadora)
Figura 6-48: Debutanizadora Torre E-3053.
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 99
Tabla 6-14: Propiedades y datos de Operación
Alimentación Tope Fondo
Flujo Másico kg/h 75.589 5.313 70.276
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 30,2
Tipo de Plato Válvula
Espaciamiento platos mm 610
Diámetro Sección rectificación m 1,4
Nº Platos Sección rectificación 19
Espesor carcasa Tope mm 16
Tipo Cabezal Toriesférico
Espesor Cabezal mm 20
Diámetro Sección stripping m 1,9
Nº Platos Fondo mm 19
Espesor Carcasa Fondo mm 20
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 100
6.7 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
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 101
6.8 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
Carga Total
Flujo másico
kg/h
Fracción Másica
x ºAPI
Densidad kg/m3
Caudal m3/s
Caudal ft3/s
Carga fresca
136643 0,9243 5,42 1033,450 0,0367 1,297
Quench 11193 0,0757 17,09 952,285 0,00326 0,115
total 147836 1,0000 1026,822 0,04000 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
Flux
Área de Tubo m2 0,02206
Velocidad másica de Tubo kg/s m2 1.861,4
Área total Transferencia m2 675,88
Área Transferencia de Tubo m2/tubo 9,039
n° tubos/paso 18
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 102
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 (mm) 12,1
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 W/m K 65
Material. 9% Cr 1% Mo A213T9
Capítulo 6 Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 103
Tabla 6-22: Características de Diseño zona convectiva
Calor Convectivo kcal/h
5.261.903
Área libre tubo m2 9,9684
Área Total m2 2.290,121
n° tubos 20
Capítulo 7 Control del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 104
CAPITULO 7
CONTROL DEL PROCESO
Capítulo 7 Control del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 105
7 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.
Capítulo 7 Control del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 106
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 F-
3007, 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 (LT-
3001), dando con esto estabilidad al nivel de fondo y con esto autonomía a la carga del horno.
Capítulo 7 Control del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 107
7.2 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
Capítulo 7 Control del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 108
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.
Capítulo 7 Control del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 109
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
Capítulo 7 Control del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 110
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.
Capítulo 7 Control del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 111
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 TV-
3003 A/B). Por último entrega parte de su calor en el reboiler de la debutanizadora E-3053, al
Capítulo 7 Control del Proceso
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 112
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.
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 113
CAPITULO 8
EVALUACIÓN ECONÓMICA
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 114
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).
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 115
Tabla 8-1 Costo de los Equipos
Equipos Cantidad Valor US$
Aero refrigerantes 8 288.000
Intercambiadores de calor 9 177.070
Bombas 30 2.281.000
Columnas de platos 8 2.221.720
Acumuladores 6 520.800
Coque Drums 2 1.100.000
Compresor 1 1.500.000
Horno 1 3.000.000
TOTAL 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 (ip): 1.096,7
Índice 2006 (io): 1.374,1
00 i
iCC p
p ⋅=
[ ]$066.575.177,096.1
1,374.1*054.027.14 UStotalCosto ==
8.2 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.
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 116
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) 211.200
11 Total capital Fijo Directo de la Planta (valor depreciable) 51.639.487
Item CAPITAL FIJO INDIRECTOS (No depreciables) 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
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 117
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
8.3 Costo Total Del Producto.
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
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 118
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
Agua de Refrigeración 692.040 0,021 14.532,84
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.
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 119
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.
Costos Directos 13.852.409
Personal de Planta 780.115
Supervisión 117.017
Servicios Generales 3.846.036
Mantenimiento y Reparación 7.785.407
Suministro de Operación 1.167.811
Gastos de Laboratorio 156.023
Costos Indirectos 3.363.870
Gastos Generales de Planta 5.209.523
Total 22.425.802
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 120
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
Crudo Proceso actual Proceso actual más Coker
°API 30,43 26,12
Flujo m3 17.000 17.000
Otras
Gas Oil m3 698 -328
Pitch m3 1755
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 121
Tabla 8-7: Producción
Producto Proceso actual s/c Proceso actual c/c Coker
LPG 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
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
LPG 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
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 0
Totales 195.809.146 168.002.716 27.856.200
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 122
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 US$D/año 127.184.732
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 123
8.5 Flujo de Caja
Depreciación:
Se desarrolló el método de depreciación en línea recta para los costos depreciables de la
inversión.
Se asume que no hay valor de salvamento.
Por lo tanto, el valor de la depreciación será:
949.163.510
51.639.487 ==D [US$]
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.
Capítulo 8 Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 124
Flujo de Caja
Capital Propio: 50% inversión.
Préstamo: 50% inversión.
Interés: 10%
Valores en mUS$
Años 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 Inv. inicial 68.767 Ingresos 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 Costos 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 I. operacionales 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 Depreciacion 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 Intereses 6.877 6.445 5.971 5.448 4.874 4.242 3.548 2.783 1.942 1.017 Renta gravable 92.718 93.150 93.624 94.147 94.721 95.353 96.047 96.812 97.653 98.578 Impuestos 15.762 15.835 15.916 16.005 16.103 16.210 16.328 16.458 16.601 16.758 Depreciación 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 Amortización 4.315 4.746 5.221 5.743 6.317 6.949 7.644 8.408 9.249 10.174 Cap. de trabajo 18.297 18.297 FCN -87.064 77.805 77.732 77.651 77.563 77.465 77.358 77.239 77.109 76.967 95.106
VAN= 168.749 mUS$
TIR= 89,14%
IVAN= 2,45
Capítulo 9 Conclusiones
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 125
8.6 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 TIR
100 55,8
80 64,9
60 78,9
50 89,1
40 103,2
20 156,6
020406080
100120140160180
0 20 40 60 80 100 120
Capital Propio
TIR
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.
Capítulo 9 Conclusiones
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 126
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 TIR
0
1 -10,92
2 21,55
3 51,87
4 80,40
5 108,55
6 136,60
7 164,62
8 192,64
0
2
4
6
8
10
-50 0 50 100 150 200 250
TIR
US
$/ºA
PI
TIR
TMAR
Análisis de Sensibilidad a la variación °API
Gráfico 8-54: Análisis de Sensibilidad a la variación º API
Capítulo 9 Conclusiones
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 127
Como se puede apreciar en el gráfico anterior, a medida que aumenta la diferencia
entre el los ºAPI procesados actualmente y los ºAPI futuros a procesar con la planta coker,
más rentable se hace la inversión de esta planta.
8.6.3 Variación precios por °API (US$/°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 TIR
0,25 -0,3
0,3 11,0
0,35 20,8
0,4 29,8
0,45 38,4
0,5 46,8
0,55 55,0
0,6 63,1
0,65 71,1
0,7 79,1
0,75 87,1
0,8 95,0
Capítulo 9 Conclusiones
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 128
Variación US$/ªAPI v/s TIR
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
-20 0 20 40 60 80 100
TIR
US
$/ªA
PI
TIR
TMAR
Gráfico 8-55: Análisis de sensibilidad a US$/°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.
Capítulo 9 Conclusiones
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 129
CAPITULO 9
CONCLUSIONES
Capítulo 9 Conclusiones
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 130
9 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.
Capítulo 9 Conclusiones
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 131
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
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 132
A. DISEÑO DE EQUIPOS Acumulador
Tabla A-1: Datos Estructurales
Material SA 283
Densidad material 7.850 kg/m3
Esfuerzo Admisible 4.218,4 kg/cm2
Máximo Esf adm. 889,39 kg/cm2
Factor Soldadura 0,9
Factor corrosión 3
Determinación de espesores
Tope de columna.
Datos de operación:
Tabla A-2: Datos Operacionales Acumulador
Presión de operación kg/cm2 0,7
Presión hidrostática kg/cm2 0,51
Presión total kg/cm2 1,21
Diámetro Radio Interno mm 3.000
Radio Interno mm 1.500
Cálculo de espesor de carcasa por teoría ASME.
PEadm
rPt i
⋅−⋅⋅=
6,0σ Ec (A.1.1)
mmt
t
C
C
627,5327,2
27,221,1*6,09,0*39,889
1500*21,1
≈=+=
=−
=
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 133
Espesor de Cabezal Toriesférico.
Tabla A-3: Datos Cabezal
+=
icr
LM 3*
4
1 Ec (A.1.2)
PEFadm
MLPtCB *2,0**2
**
−= Ec (A.1.3)
66,1150
000.23*
4
1 =
+=M
[ ]mmtCB 5,221.,1*2,09,0*39,889*2
66,1*000.2*21,1 =−
=
[ ]mmtCB 65,535,2 ≈=+= Estandarizado
Análisis de Esfuerzos
• Esfuerzos por operación.
Tabla A-4: Datos diseño de Tope
Presión 1,1866 bar
H 7 m
do 3.012 mm
ro 1506 mm
ri 1500 mm
t-C 3 mm
)(*4
*
Ct
doPfx
−= Ec (A.1.4)
Le mm 2.000
Sf mm 114,3
Icr mm 150
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 134
[ ]barfx 29810*4
1426*826,10 ==
• Esfuerzos por cargas muertas:
Carcasa
gxrrWc io ***)(* 22 ρπ −= Ec (A.1.5)
[ ]NxxWc *98,358.4*8,9*850.7*)5,1506,1(* 22 =−= π
Masa carcasa: 3.113,57 [kg].
hgfc **ρ=
Ec (A.1.6)
[ ][ ]barxfc
Paxxfc
*769,0
*930.76*8,9*850.7
===
Cabezal:
icrSfdo
doDeq *3
2*2
42+++= Ec (A.1.7)
[ ]mmDeq 31,412.3150*3
23,114*2
42
012.3012.3 =+++=
4
**** 2 gtDeqWcab CB ρπ= Ec (A.1.8)
[ ]NWcab 41,220.44
8,9*850.7*006,0*412,3* 2 == π
Masa cabezal: 430,74 [kg]
)(** Ctdo
Wcabfcab
−=
π Ec (A.1.9)
[ ]Pafcab 78,671.148003.0*012,3*
41,220.4 ==π
[ ]barfcab 1486,0=
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 135
Aislante:
Tabla A-5: Datos de Aislante
Material Silicato
Densidad 275 kg/m3
Espesor 127 mm
aoa tdd *2+= Ec (A.1.10)
[ ]mmd a 3266127*2012.3 =+=
gaxtadaWa ***** ρπ= Ec (A.1.11)
[ ]NxxWa *79,3511*8,9*275*127,0*266,3* == π
Masa aislante: 2.508,42 [kg]
)(** Ctdo
Wafa
−=
π Ec (A.1.12)
[ ]Paxx
fa *32,709.123003,0*012,3*
*79,511.3 ==π
[ ]barxfa *1237,0=
Accesorios:
Tabla A-6: Cargas Muertas
Diámetro Plataforma 5,4 m
Diámetro Interno 3,4 m
Masa por superficie 171 kg/m2
Masa lineal con cierre 37 kg/m
Largo Escala 8 m
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 136
( )4
*:
22io dd
PlataformaÁrea−π
Ec (A.1.13)
[ ]222
82,134
)4,34,5(*mAPLAT =−= π
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]
)(** Ctdo
Wacfac
−=
π Ec (A.1.14)
[ ]Paxx
fac *26,773.12838.815003,0*012.3*
*6,36255,159.23 +=+=π
[ ]barxfac *12773,0158,8 +=
Total Esfuerzos por Cargas Muertas (Peso Muerto)
faccfafcbfcf PM +++= Ec (A.1.15)
xxxf PM *12773,0158,8*1237,01486,0*769,0 ++++=
Superior
3,4 5,4
Plataforma
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 137
[ ]barxf PM 3066,8*04743,1 +=
Masa total peso muerto: 8.712,46 [kg]
Esfuerzos por viento
Tabla A-7: Datos de Viento
Vv 100 km/hra
Vv 54 mi/hra
B 29,92 pulg Hg
Fs 0,6
Fh 1
FhFsvB
Pw ***30
*004,0 2= Ec (A.1.16)
==
22 979,61*6,0*54*
30
92,29*004,0
pie
lbfPw
[ ]PaPw 04,334=
)(**
**2
2
ctro
xdefPwfw
−=
π Ec (A.1.17)
hubieselassicañeríasdediametrostadodef ++= *2
[ ]mmdef 266.3=
[ ]Paxx
fw 22
2
*96,25518003,0*506,1**2
*266,3*04,334 ==π
[ ]barxfw 2*25518,0=
• Esfuerzos por Sismo
Tabla A-8: Periodo zona sismica
T < 0,4 0,4>T<1 T>1
C Zona 3 0,2 0,08/T 0,08
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 138
trE
HwT
o
T
**
*3
4
= Ec (A.1.18)
Masa total de columna: 8712,46 [kg]
TH
totalMasalinealmasaw ::
==m
kgw 64,1244
7
46,8712
037,0003,0*506,1*10*07,2
7*64,1244311
4
==T
2,0=C
22
2
***
)3
(***
htro
xhxWC
fsπ
−= Ec (A.1.19)
W: peso total: 8.712,46*9,8= 85.382,11 [N]
3222
2
*48,434.5*1,124.1147*003,0*506,1*
37**11,382.85*2,0
xx
xx
fs −=
−=
π
32 *05434,0*11412,1 xxfs −=
Determinación de controlante para altura total:
[ ]barfw 5,127*25518,0 2 ==
[ ]barfs 95,357*05434,07*11412,1 32 =−=
fs> fw Por lo tanto, Esfuerzo controlante es el sismo
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 139
Diseño Intercambiador de Calor C-3006
Tabla A-9: Datos de Corrientes
Carcasa Tubo
Producto Pitch Alimentado GOP
Flujo másico kg/h 204964,5 ?
Flujo volumétrico m3/h 225,23
Capacidad Calorífica kcal/kgºC 0,6 0,672
Densidad kg/m3 910 800
Viscosidad cp 88 0,5
Conductividad Térmica kcal/hm2ºC 0,085 0,06
Pasos 2 12
Temperatura Entrada ºC 210 336
Temperatura Salida ºC 234 239
Coeficiente de Transferencia de Calor de Tabla Ud: 146,47 [kcal/h m2 C] (30 [Btu/h pie2ºF])
(Anexo C Tabla C-1)
Tabla A-10: Datos de Tubos
Largo tubos Lt 20 pie 6,096 m
A de tr (at)2 0,1963 pie2/pie 0,05983224 m2/m
A de fl x tb 0,302 pie2 0,0001948383 m2
Diámetro ext 0,75 pulg 0,01905 m
Pt 1 pulg 0,0254 m
Diámetro int 0,62 pulg 0,015748 m
Arreglo Cuadrado
Balance de energía.
2 Datos de tubos Anexo C Tabla C-3
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 140
)( 111 TcpmQ ∆⋅⋅= Ec (A.2.1)
)()( 222111 TcpmTcpm ∆⋅⋅=∆⋅⋅
=−=h
kcalQ 8,488.951.2)210234(*6,0*5,964.204
( )
=∆
=h
kg
Tcp
Qm 35,279.45
* 222
∆∆
∆−∆=∆
2'
1'ln
2'1'
T
T
TTTLMDT Ec (A.2.2)
21
21
tt
TTR
−−= Ec (A.2.3)
11
12
tT
ttS
−−= 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
CTLMDT º04,58=∆
∆T1
∆T2
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 141
TUdAQ ∆⋅⋅= Ec (A.2.5) FtTLMDTUd
QA
⋅∆⋅= Ec (A.2.6)
[ ]262,361 mA =
atL
ATubosN
⋅=º Ec (A.2.7)
21,991º =tubosN Ec (A.2.7)
Nº tubos4=1.024
[ ]2m58,733=realA Ec (A.2.6)
Ds= 0,9906 [m]
FtTLMDTAreal
QUd
⋅∆⋅= Ec (A.2.8)
⋅⋅=
Cmh
kcalrealUd
º8,144
2
Análisis por tubo:
Velocidad por tubo:
pitchsgat
mv
ρ⋅⋅= Ec (A.2.9)
n
afttNat
⋅= º Ec (A.2.10)
[ ]201662,0 mat = Ec (A.2.10)
=s
mvt 1 Ec (A.2.9)
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.
3
18.042.212027.0
⋅⋅⋅
⋅⋅⋅⋅⋅=k
cpvDi
De
khio
µµρ
Ec (A.2.11)
4 Nº tubos tabla ……anexo C Tabla C-2
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 142
⋅⋅=
Cmh
kcalhio
º716,957
2
Análisis para la carcasa.
Velocidad por carcasa.
[ ]2188,0 mPt
BcDsas =⋅⋅= Ec (A.2.12)
00635,0=−= DePtc Ec (A.2.13)
B= 0,762 [m]
=⋅⋅
=s
m
sgas
mv
agua
33,0ρ
Ec (A.2.14)
Calculo de ho:
3
155.042.21236.0
⋅⋅⋅
⋅⋅⋅⋅⋅=k
cpvDeq
Deq
kho
µµ
ρ Ec (A.2.15)
Diámetro Equivalente para arreglo cuadrado:
( )do
doPtDeq
⋅
⋅−⋅=
ππ 44
22
Ec (A.2.16)
[ ]lg947,0 puDeq = Ec (A.2.16)
⋅⋅=
Fpieh
Btuho
º277,50
2 Ec (A.2.15)
⋅⋅=
Fpieh
Btuhio
º15,196
2
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 143
⋅⋅=
Cmh
kcalho
º47,245
2
hohioUc
111 += Ec (A.2.17)
⋅⋅=
Cmh
kcalUc
º39,195
2
Factor de ensuciamiento:
⋅⋅=−=kcal
Cmh
UcUdRd
º0019,0
11 2
Ec (A.2.18)
Caída de Presión:
Tubos:
sgDi
GtnLfPt
⋅⋅⋅⋅⋅⋅=∆
10
2
1022,5 Ec (A.2.19)
at
mGt = Ec (A.2.20)
⋅⋅=∆
g
v
sg
n
2
4Pr
2
Ec (A.2.21)
Pr∆+∆=∆ PtPtotal Ec (A.2.22)
35,825.23Re =
⋅⋅=µρ vDi
Ec (A.2.23)
00022,0=f 5
=∆
261,7
pie
lbfPt Ec (A.2.19)
g
v
2
2
=0,04 (Anexo C Gráfico C-5)
=∆
24,2Pr
pie
lbf Ec (A.2.21)
[ ]psiPtotal 10=∆ Ec (A.2.22)
5 Buscar en anexo C Gráfico C-3
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 144
Carcasa
sgDeq
DsnGsfPc
⋅⋅⋅⋅+⋅⋅=∆
10
2
1022.5
)1( Ec (A.2.24)
B
Ln
⋅=+ 121 Ec (A.2.25)
as
mGs = Ec
(A.2.26)
52,82Re =
⋅⋅=µρ vDi
Ec (A.2.23)
⋅=
hpie
lbGs
25,458.222 Ec (A.2.26)
007,0=f 6
81 =+n Ec (A.2.25)
[ ]psiPc 4,2=∆ Ec (A.2.24)
6 Datos de factor de fricción en anexo C Gráfico C-4
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 145
DEBUTANIZADORA E-3053
Desarrollo de Columna.
Tabla A-11: Condiciones Operacionales
Alimentación Tope Fondo
Temperatura 173 55 199
Presión 15 11,04 11,34
Tabla A-12: Concentración componentes claves
Alimentación Tope Fondo
lk nC4 0,025 0,1513 0,0053
hk C5 0,145 0,001 0,12 Componentes claves:
Clave ligero: normal butano, nC4. ftprom ααα ⋅= Ec (A.3.1)
Clave pesado: Pentano, C5. 45,262,2*29,2 ==promα
Tabla A-13: Volatilidades Relativas
Tope Fondo
Ki α Ki α Promedio
lk nC4 0,55 2,62 4,8 2,29 2,45
hk C5 0,21 1 2,1 1 1
Determinación Número mínimo de etapas según ecuación de Fenske:
Ec (A.3.2)
Por lo tanto el número mínimo de etapas teóricas es 9.
=)log(
*,
,*,log
minprom
xblkhkxd
hkxblkxd
Nα ( ) 096.9
446.2log
0053.0*001.0
12.0*1513.0log
min =
=N
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 146
Cálculo de Reflujo mínimo:
Ec (A.3.3)
Ec (A.3.4)
Determinación de θ:
0073.0
031.0*073.0
115.0
156.0*115.0
192.0
2.0*192.0
323.0
156.0*323.0
58.0
156.0*58.0
1
15.0*1
07.2
025.0*07.2
11.2
021.0*11.2
15.2
0064.0*15.2
38.3
0636.0*38.3
7.3
0253.0*7.3
15.6
00098.0*15.6
7.8
25.1*7.8 5
=−
+−
+−
+−
+−
+−
+−
+−
+−
+−
+−
+−
+−
−
θθθθ
θθθθθθθθθE
Reflujo mínimo: Rmin
Rm
E
+=−
+−
+−
+−
−+
−+
−+
−+
−+
−+
−+
−+
−
−
1073.0
001.0*073.0
115.0
001.0*115.0
192.0
001.0*192.0
323.0
001.0*323.0
58.0
001.0*58.0
1
001.0*1
07.2
1513.0*07.2
11.2
13.0*11.2
15.2
044.0*15.2
38.3
46.0*38.3
7.3
1835.0*7.3
15.6
0072.0*15.6
7.8
06.9*7.8 5
θθθθ
θθθθθθθθθ
Tabla A-14: Volatilidades Alimentación
Alimentacion
Ki α
lk nC4 2,7 2,08
hk C5 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)
Rmrh
drxrh
qrh
frxrh
+=−
−=−
∑
∑
1*
1*
θαα
θαα
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 147
Tabla A-15: Reflujo mínimo.
θ Rm
0,0745 -0,042
0,1283 0,0133
0,2383 0,0623
0,399 0,137
0,742 0,334
1,627 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:
Eje x= 0,135
Interceptando con la curva eje y= 0.56
Número platos teóricos= 22
Cálculo de Eficiencia.
Tabla A-16: Propiedades Líquidas
Eficiencia de O’connel
Interceptar el eje x con la curva.
L
LPMmx
ρµ⋅⋅= Ec (A.3.6)
51014.4 −×=x
58,0=η
m 1,8
Pm [kg/kgmol] 115
µ [kg/m s] 0,00011
ρ [kg/m3] 550
1
min
+−=R
RRxeje
1
min
+−=N
NNyeje
221
956.0 =
+−= N
N
N
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 148
ηcosteóriPlatos
realesPlatos = Ec (A.3.7)
3858,0
22 ==realesPlatos
Número de platos reales: 38
Diámetro de columna.
Diámetro superior:
Datos cálculo densidad gas:
Tabla A-17: Propiedades de Gas Tope
Pseudocritica 4185,29 Kpa
Tseudocritica 382,77 K
Temperatura 328 K
Presión 1082,15 Kpa
Pm 48,9 Kg/Kgmol
R 8,314 (m3Pa)/(molK)
w 0,163
Cálculo de densidad de gas real:
TRZ
PmP
⋅⋅⋅=ρ Ec (A.3.8)
10 wZZZ += Ec (A.3.9) r
r
T
PBZ 11 = Ec (A.3.10)
r
r
T
PBZ 00 1+= Ec (A.3.11)
258,029,4185
36,1097 ===C
r P
PP Ec (A.3.12)
856,077,382
328 ===C
r T
TT Ec (A.3.13)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 149
458,0856,0
422,0083,0
422,0083,0
6.16.10 −=−=−=
rTB Ec (A.3.14)
191,0856,0
172,0139,0
172,0139,0
2.42.41 −=−=−=
rTB Ec (A.3.15)
Ec (A.3.11)
( ) 057,0856,0
258,0*191,01 −=−=Z Ec (A.3.10)
( ) 85,0058,0*163,086,0 =−+=Z Ec (A.3.9)
Densidad de gas:
==3
76,22328*314,8*85,0
9,48*15,1082
m
Kgρ Ec (A.3.8)
Datos operacionales y factores:
Tabla A-18: Datos Operacionales y Factores
ρ liq 501 Kg/m3
L 25.189 Kg/hr
V 30.502 Kg/hr
σ 6,61 dinas/cm
f 0,85
Ff 1
Fha 1
l
gLV V
LF
ρρ
= Ec (A.3.16)
176,0501
76,22
502.30
189.25 ==LVF
86,0856,0
262,0458,010 =∗−=Z
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 150
Por gráfico de capacidad de arrastre de espumamiento por plato Fig…….
Espaciamiento 24”.
Cfs: 0,29 [pie/s]
Cfs: 0,088 [m/s]
STHAF FFFCfsC ***= Ec (A.3.17)
2.0
20
= σSTF Ec(A.3.18).
801,020
61,62,0
=
=STF
07,0801,0*1*1*088,0 ==C [m/s]
[ ]smCvg
gl 32,076,22
76,22501*07,0*
21
=−=
−=
ρρρ
Ec (A.3.19)
v = 1152 [m/hra]
( ) ( )108,0
9
1,0176,01,0
9
1,01,0 =−+=
−+= LV
t
d F
A
A Ec (A.3.20)
21
*)1(***
*4
−=
gtd AAvf
VDt
ρπ Ec (A.3.21)
[ ]mDt 397,176,22*)108,01(**152.1*85,0
502.30*4 21
=
−=
π
[ ]mDt 4,1≅
Diámetro inferior:
Tabla A-19: Propiedades Gas Fondo.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 151
Pseudocritica Kpa 2.610,29
Tseudocritica K 555,37
Temperatura K 456
Presión Kpa 1.111,54
Pm Kg/kmol 74,6
R (m3Pa)/(molK) 8,314
w 0,001
Tabla A-20: Propiedades Fluido
ρ liq Kg/m3 519,5
L Kg/hr 109,132
V Kg/hr 38,856
σ dinas/cm 5,333
Tabla A-21: Factores
f 0,85
Ff 1
Fha 1
Tabla A-22: Resultados factores gas real
Bo -0,496 B1 -0,255 Z1 -0,132 Zo 0,743 w 0,001 Z 0,743
=3
43,29m
Kggρ
668,0=LVF Ec (3.16)
De tabla de seiderdsfdsdf
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 152
Cfs: 0,19 [pie/s]
Cfs: 0,058 [m/s]
767,020
333,52,0
=
=STF 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]
163,0=t
d
A
A 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 SA 283
Densidad material kg/m3 7.850
Esfuerzo Admisible kg/cm2 4.218,4
Máximo Esf adm. kg/cm2 889,39
Factor Soldadura 0,9
Factor corrosión 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:
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 153
Tabla A-24: Datos de Columna Tope
Presión kg/cm2 11,04
Diámetro mm 1.400
Radio interno mm 700
Cálculo de espesor de carcasa por teoría ASME.
mmt
t
C
C
1373,12373,9
73,904,11*6,09,0*39,889
700*04,11
≈=+=
=−
=
Ec (A.1.1)
Espesor de Cabezal Toriesférico.
Tabla A-25: Datos Cabezal
51,1150
400.13*
4
1 =
+=M Ec (A.1.2)
[ ]mmtCB 59,1404,11*2,09,0*39,889*2
51,1*400.1*04,11 =−
= Ec (A.1.3)
[ ]mmtCB 201859,17359,14 ≅≈=+= Estandarizado
Fondo de columna
Datos de operación:
Le mm 1.400
Sf mm 76,2
Icr mm 150
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 154
Tabla A-26: Datos Columna Fondo E-3053
Presión kg/cm2 11,44
Diámetro mm 1.900
Radio interno mm 950 Cálculo de espesor carcasa:
[ ]mmt 69,1344,11*6,09,0*39,889
950*44,11 =−
= Ec (A.1.1)
[ ]mmtC 201769,16369,13 ≅≈=+= Estandarizado
Análisis de Esfuerzos en el Tope
• Esfuerzos por operación.
Tabla A-27: Datos de Diseño Fondo E-3053
Presión bar 10,826
H m 12,5
do mm 1.426
ro mm 713
ri mm 700
t-C mm 10
[ ]barfx 9,38510*4
1426*826,10 == Ec (A.1.4)
Esfuerzos por cargas muertas:
Carcasa
[ ]NxxWc *47,439.4*8,9*850.7*)7,0713,0(* 22 =−= π Ec (A.1.5)
Masa carcasa: 5.662,59 [kg].
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 155
[ ]
[ ]barxfc
Paxxfc
*769,0
*930.76*8,9*850.7
===
Ec (A.1.6)
Cabezal:
[ ]mmDeq 35,712.1150*3
22,76*2
42
426.1426.1 =+++= Ec (A.1.7)
[ ]NWcab 8,541.34
8,9*850.7*02,0*712,1* 2 == π Ec (A.1.8)
Masa cabezal: 361,4 [kg]
[ ]Pafcab 6,059.79010.0*426,1*
8,541.3 ==π
Ec (A.1.9)
[ ]barfcab 7906,0=
Aislante:
Tabla A-28: Datos de Aislante E-3053
Material Silicato
Densidad kg/m3 275
Espesor mm 101,6
[ ]mmd a 2,16296,101*2426.1 =+= Ec (A.1.10)
[ ]NxxWa *45,1401*8,9*275*1016,0*6292,1* == π Ec (A.1.11)
Masa aislante: 1.787,56 [kg]
[ ]Paxx
fa *283.31010,0*426,1*
*45,401.1 ==π
Ec (A.1.12)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 156
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 m 12,5
Peso por plato kg/m2 26
Número de Platos 19
Plataforma Superior
( )4
*:
22io dd
PlataformaÁrea−π
Ec (A.1.13)
[ ]222
168,84
)6,16,3(*mAPLAT =−= π
Masa Plataforma: 8,8168*171=1.396,75 [kg]
Superior
1,6 3,6
Plataforma
[ ]barxfa *3128,0=
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 157
Escaleras:
Masa lineal escalera: 37 [kg/m]
Platos:
[ ]22
54,14
4,1*: mAPLatos =π
Altura
platoporPesoNAlinealPeso
oPlatosPlatos **
: Ec (A.3.22)
=m
kglinealPeso 83,60
5,12
26*19*54,1:
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]
[ ]Paxx
fac *400.21461.055.301,0*426,1*
*73,9582,688.13 +=+=π
Ec (A.1.14)
[ ]barxfac *214,00554,3 +=
Total Esfuerzos por Cargas Muertas (Peso Muerto)
faccfafcbfcf PM +++= Ec (A.1.15)
xxxf PM *214,00554,3*3128,07906,0*769,0 ++++=
[ ]barxf PM 846,3*2958,1 +=
Masa total peso muerto: 10.431,427 [kg]
Esfuerzos por viento
Tabla A-30: Datos viento E-3053
Vv km/hra 100
Vv mi/hra 54
B pulg Hg 29,92
Fs 0,6
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 158
0067,130
2,30
30=== TH
Fh Ec (A.3.23)
FhFsvB
Pw ***30
*004,0 2= Ec (A.1.16)
==
22 02,70067,1*6,0*54*
30
92,29*004,0
pie
lbfPw
[ ]PaPw 12,336=
hubieselassicañeríasdediametrostadodef ++= *2
[ ]mmdef 2,1629=
[ ]Paxx
fw 22
2
*8,141.1701,0*713,0**2
*629,1*12,336 ==π
Ec (A.1.17)
[ ]barxfw 2*17141,0=
• Esfuerzos por Sismo
Tabla A-31: Período Zona sísmica
T < 0,4 0,4>T<1 T>1 C Zona 3 0,2 0,08/T 0,08
Masa total de columna: 10.471,5[kg]
TH
totalMasalinealmasaw ::
==m
kgw 7,346
2,30
5,471.10
62,001,0*713,0*10*07,2
2,30*7,346311
4
==T Ec (A.1.18)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 159
TC
08,0= Ec (A.3.24)
129,062,0
08,0 ==C
W: peso total: 10471,5*9,8= 102.621 [N]
32
22
2
*94,302*7,446.272,30*01,0*713,0*
32,30**621.102*129,0
xx
xx
fs −=
−=
π Ec (A.1.19)
32 *00302,0*27446,0 xxfs −=
Determinación de controlante para altura total:
[ ]barfw 33,1562,30*17141,0 2 ==
[ ]barfs 137,1672,30*00302,02,30*27446,0 32 =−=
fs> fw Por lo tanto, Esfuerzo controlante es el sismo
Análisis de Esfuerzo en el Fondo
• Esfuerzos por Operación
Tabla A-32: Datos diseño fondo
Presión bar 11,22
H m 17,7
do mm 1.940
ro mm 970
ri mm 950
t-C mm 17
[ ]barfx 32017*4
940.1*22,11 == Ec (A.1.4)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 160
• Esfuerzos por cargas muertas
Carcasa:
( ) [ ]NxxWc *62,280.9*8,9*850.7*95,097,0* 22 =−= π Ec (A.1.5)
Masa carcasa: 16.761,9 [kg]
[ ]Paxxfc *930.76*8,9*850.7 == Ec (A.1.6)
[ ]barxfc *769,0=
Aislante:
Tabla A-33: Datos Aislante Fondo
Material Silicato
Densidad kg/m3 275
Espesor mm 101,6
[ ]mmd a 2,143.2= Ec (A.1.10)
[ ]NxxWa *42,843.1*8,9*275*1016,0*143,2* == π Ec (A.1.11)
Masa aislación: 3.329,7 [kg]
[ ]Paxx
fa *792.17017,0*94,1*
*42,843.1 ==π
Ec (A.1.12)
[ ]barxfa *17792,0=
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 m 17,7
Peso por plato kg/m2 26
Número de Platos 19
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 161
Plataforma:
[ ]222
87,42*4
)1,21,4(*mAPLAT =−= π
Masa Plataforma: 4,87*171=832,77 [kg]
Escaleras:
Masa lineal escalera: 37 [kg/m]
Platos:
[ ]22
83,24
9,1*mAPLatos == π
==m
kglinealPeso 13,79
7,17
26*19*83,2
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]
[ ]Pax
fac 52,983.107,766.78017,0*94,1*
*138.1161.8 +=+=π
Ec (A.1.14)
[ ]barxfac *10983,07876,0 +=
Total Esfuerzos por Cargas Muertas (Peso Muerto)
xxxf PM *10983,07876,0*17792,0*769,0 +++=
[ ]barxf PM 7876,0*0807,1 += Ec (A.1.15)
Inferior
2,1 4,1
Plataforma
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 162
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 0,6
Fh 1
Pw 336,27 Pa
Def 2,143 m
[ ]
[ ]barxfw
Paxx
fw
2
22
2
*0717,0
*31,170.7017,0*97,0**2
*143,2*27,336
=
==π Ec (A.1.17)
• Esfuerzos por Sismo
1,110.12,30
1,525.33 ==w
536,0017,0*97,0*10*07,2
2,30*1,110.1211
4
==T Ec (A.1.18)
149,0536,0
08,0 ==C Ec (A.3.24)
W= 33.525,1*9,8= 328.546 [N]
[ ]Paxx
xx
fs 3222
2
*356*7,257.322,30*017,0*97,0*
32,30**546.328*149,0
−=
−=
π Ec (A.1.19)
[ ]barxxfs 32 *00356,0*32257,0 −=
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 163
Determinación de controlante para altura total:
[ ]barfw 4,652,30*0717,0 2 ==
[ ]barfs 14,1962,30*00356,02,30*32257,0 32 =−=
fs> fw Por lo tanto, Esfuerzo controlante es el sismo
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 EadmadmF *σ=
[ ]baradmF 97,7849,0*19,872 ==
Lado tensión:
fsfpmfxft +−=
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 164
Tabla A-36: Análisis de Esfuerzos Lado Tensión.
altura fx fpm fs ft F adm
0 385,77 3,85 0,00 381,92 784,97
1 385,77 5,14 0,27 380,90 784,97
2 385,77 6,44 1,10 380,43 784,97
3 385,77 7,73 2,47 380,50 784,97
4 385,77 9,03 4,38 381,12 784,97
5 385,77 10,33 6,85 382,29 784,97
6 385,77 11,62 9,86 384,01 784,97
7 385,77 12,92 13,42 386,27 784,97
8 385,77 14,22 17,53 389,09 784,97
9 385,77 15,51 22,19 392,45 784,97
10 385,77 16,81 27,39 396,36 784,97
11 385,77 18,10 33,15 400,81 784,97
12 385,77 19,40 39,45 405,82 784,97
13 319,90 11,18 54,48 363,20 784,97
14 319,90 12,24 63,19 370,85 784,97
15 319,90 13,30 72,54 379,14 784,97
16 319,90 14,35 82,53 388,08 784,97
17 319,90 15,41 93,17 397,66 784,97
18 319,90 16,47 104,45 407,89 784,97
19 319,90 17,53 116,38 418,76 784,97
20 319,90 18,58 128,95 430,27 784,97
21 319,90 19,64 142,17 442,43 784,97
22 319,90 20,70 156,03 455,24 784,97
23 319,90 21,75 170,54 468,69 784,97
24 319,90 22,81 185,69 482,78 784,97
25 319,90 23,87 201,49 497,52 784,97
26 319,90 24,92 217,93 512,91 784,97
27 319,90 25,98 235,01 528,93 784,97
28 319,90 27,04 252,74 545,61 784,97
29 319,90 28,10 271,12 562,93 784,97
30 319,90 29,15 290,14 580,89 784,97
31 319,90 30,21 309,81 599,50 784,97 Lado Compresión:
fsfpmfxfco −−=
or
t*10*5,1Timoshenko de Esfuerzo 6= Ec (A.3.25)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 165
[ ]psi659,288.26950
17*10*1,5Timoshenko de Esfuerzo 6 ==
Yield Point (Yp) Acero= 30000 [psi]
El valor máximo para el máximo esfuerzo de compresión es un tercio del límite elástico.
[ ]psiYp 000.1030000*3
1== Ec (A.3.26)
Yp= 689,47 [bar]
Tabla A-37: Análisis de Esfuerzos Lado compresión
altura fx fpm fs fco F adm 0 385,77 3,85 0,00 381,92 784,97
1 385,77 5,14 0,27 380,35 784,97
2 385,77 6,44 1,10 378,23 784,97
3 385,77 7,73 2,47 375,57 784,97
4 385,77 9,03 4,38 372,36 784,97
5 385,77 10,33 6,85 368,59 784,97
6 385,77 11,62 9,86 364,28 784,97
7 385,77 12,92 13,42 359,43 784,97
8 385,77 14,22 17,53 354,02 784,97
9 385,77 15,51 22,19 348,07 784,97
10 385,77 16,81 27,39 341,57 784,97
11 385,77 18,10 33,15 334,52 784,97
12 385,77 19,40 39,45 326,92 784,97
13 319,90 11,18 54,48 254,24 784,97
14 319,90 12,24 63,19 244,48 784,97
15 319,90 13,30 72,54 234,07 784,97
16 319,90 14,35 82,53 223,02 784,97
17 319,90 15,41 93,17 211,32 784,97
18 319,90 16,47 104,45 198,98 784,97
19 319,90 17,53 116,38 186,00 784,97
20 319,90 18,58 128,95 172,37 784,97
21 319,90 19,64 142,17 158,09 784,97
22 319,90 20,70 156,03 143,17 784,97
23 319,90 21,75 170,54 127,61 784,97
24 319,90 22,81 185,69 111,40 784,97
25 319,90 23,87 201,49 94,55 784,97
26 319,90 24,92 217,93 77,05 784,97
27 319,90 25,98 235,01 58,91 784,97
28 319,90 27,04 252,74 40,12 784,97
29 319,90 28,10 271,12 20,69 784,97
30 319,90 29,15 290,14 0,61 784,97
31 319,90 30,21 309,81 -20,11 784,97
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 166
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.
-800,00
-600,00
-400,00
-200,00
0,00
200,00
400,00
600,00
800,00
1000,00
0 5 10 15 20 25 30
ft
fco
F adm
Yp
Gráfica 3.56 Análisis de esfuerzos Equipo Operativo
Análisis de Esfuerzos de Equipo no Operativo.
Lado tensión:
fpmfsft −=
Lado Compresión:
fsfpmfco −−=
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 167
Tabla A-38: Análisis Esfuerzos Equipo NO operativo
altura H ft fco F adm Yp
0 -3,85 -3,85 784,97 -689,66
1 -4,87 -5,42 784,97 -689,66
2 -5,34 -7,53 784,97 -689,66
3 -5,27 -10,20 784,97 -689,66
4 -4,65 -13,41 784,97 -689,66
5 -3,48 -17,18 784,97 -689,66
6 -1,76 -21,49 784,97 -689,66
7 0,50 -26,34 784,97 -689,66
8 3,32 -31,75 784,97 -689,66
9 6,68 -37,70 784,97 -689,66
10 10,59 -44,20 784,97 -689,66
11 15,04 -51,25 784,97 -689,66
12 20,05 -58,85 784,97 -689,66
13 43,30 -65,66 784,97 -689,66
14 50,95 -75,43 784,97 -689,66
15 59,24 -85,83 784,97 -689,66
16 68,17 -96,88 784,97 -689,66
17 77,76 -108,58 784,97 -689,66
18 87,98 -120,92 784,97 -689,66
19 98,85 -133,90 784,97 -689,66
20 110,37 -147,53 784,97 -689,66
21 122,53 -161,81 784,97 -689,66
22 135,33 -176,73 784,97 -689,66
23 148,78 -192,29 784,97 -689,66
24 162,88 -208,50 784,97 -689,66
25 177,62 -225,35 784,97 -689,66
26 193,00 -242,85 784,97 -689,66
27 209,03 -261,00 784,97 -689,66
28 225,71 -279,78 784,97 -689,66
29 243,02 -299,22 784,97 -689,66
30 260,99 -319,29 784,97 -689,66
31 279,60 -340,02 784,97 -689,66
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 168
Equipo No operativo
-800,00
-600,00
-400,00
-200,00
0,00
200,00
400,00
600,00
800,00
1000,00
-1 2 5 8 11 14 17 20 23 26 29 32
Altura m
Esf
uerz
os
ft
fco
F adm
Yp
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 E-
3053 esta dentro de los límites permitidos.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 169
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
Flujo másico kg/h 109.132 128.986
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/m2 hra ºC 244,12
Pasos 2 4
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 170
Tabla A-40: Temperaturas Reboiler
Fondo GOP
Tº de Entrada 183 266 ºC
Tº de Salida 199 225 ºC Considerando que el requerimiento de la planta es evaporar sólo un 36% de la carga.
)( 111 TcpmQ ∆⋅⋅= Ec (A.2.1)
=−=h
kcalQ 12,824.278.3)225266(*62,0*986.128
λ⋅+∆⋅⋅=∆⋅⋅ evTGOPGOP mTcpmTcpm )()( 221
( ) 98,51*36,0*183199*708,0*12,824.278.3 TT mm +−=
=hra
kgmT 146.109
[ ]CLn
TLMDT º53,53
183225
199266))183225(199266( =
−−
−−−=∆ Ec (A.2.2)
∆T1
∆T2
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 171
39,0266225
199183 =−−=R Ec (A.2.3) 4939,0
266183
266225 =−−=S Ec (A.2.4)
De Gráfica de factor de corrección de LMDT: Ft =0.98 (Anexo C Gráf. C-2) Ecuación de diseño.
TUdAQ ∆⋅⋅= Ec (3.48)
[ ]2026,256 mA = Ec (A.2.6)
atL
ATubosN
⋅=º Ec (A.2.7)
tubostubosN 94,701º =
Nº tubos reales: 718 (Anexo C Tabla C-2)
[ ]2m261,9=realA
[ ]lg33 putablaDs =
Ds: 0,8382 [m]
FtTLMDTAreal
QUd
⋅∆⋅= Ec (A.2.8)
⋅⋅=
Cmh
KcalrealUd
º66,238
2
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 172
Tabla A-41: Datos Tubos Reboiler Debuta
Sistema Inglés Sistema Internacional
Lt 20 pie 6,096 m
at7 0,1963 pulg 0,060 m
af 0,268 pulg2 0,000 m2
De 0,75 pulg 0,019 m
Pt 1 pulg 0,025 m
Di 0,584 pulg 0,015 m
B 56,5 pulg 1,435 m
Análisis por tubo: Velocidad por tubo:
[ ]2031,0 mat = Ec (A.2.10)
=s
mvt 443,1 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.
3
18,042,212027,0
⋅⋅⋅
⋅⋅⋅⋅⋅=k
cpvDi
De
khio
µµρ
Ec (A.2.11)
⋅⋅=
Fpieh
Btuhio
º246,107
2
Análisis para la carcasa. Velocidad por carcasa.
7 Datos de tubo Anexo C Tabla C-3
⋅⋅=
Cmh
Kcalhio
º62,523
2
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 173
[ ]215,0144
mPt
BcDsas =
⋅⋅⋅= Ec (A.2.12) 00635,0=−= DePtc Ec (A.2.13)
=⋅⋅
=s
m
sgas
mv 37754,0
ρ Ec (A.2.14)
Calculo de ho:
3
155,042,21236,0
⋅⋅⋅
⋅⋅⋅⋅⋅=k
cpvDeq
Deq
kho
µµ
ρ Ec (A.2.15)
[ ]mDeq 024,0= Ec (A.2.16)
⋅⋅=
Fpieh
Btuho
º122
2 Ec (A.2.15)
⋅⋅=
Cmh
Kcalho
º64,595
2
⋅⋅=
Cmh
KcalUc
º66,278
2 Ec (A.2.17)
Factor de ensuciamiento:
1
2 º0029,0
11−
⋅⋅=−=
Fpieh
Btu
UcUdRd Ec (3.61)
1
2 º0006,0
−
⋅⋅=
Cmh
KcalRd
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 174
Caída de Presión:
Tabla A-42: Flujos y área de transferencia C-3061
Sistema Internacional Sistema Inglés
Carcasa Tubo Unidades Carcasa Tubo Unidades
Masa 109.132 128.986 kg/h 240.090,4 283.769,2 lb/h
at 0,15 0,031 m2 1,618 0,334 pie2 Tubos:
[ ]2334,0 pieat = Ec (A.2.10)
⋅==
2608.849
334,0
2,2*128986
pieh
lbGt Ec (A.2.20)
29,562.8Re =
⋅⋅=µρ vDi
00028,0=f (Anexo C Gráfico C-3)
( )
=
⋅=∆
210 lg95,7
8,0*12584.0*1022,5
2^608.849*4*20*00028,0
pu
lbfPt Ec (A.2.19)
095,02
2
=
g
v (Anexo C Gráfico C-5)
( )
==∆
2lg9,1095,0*
8.0
4*4Pr
pu
lbf Ec (A.2.21)
[ ]psiPtotal 85,9=∆ Ec (A.2.22)
Carcasa
67,4021.4Re =
⋅⋅=µρ vDi
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 175
⋅==
226,342.148
618,1
4,090.240
pieh
lbGs Ec (A.2.26)
0016,0=f (Anexo C Gráfico C-4)
25,45,56
20*121 ==+n Ec (A.2.25)
[ ]psiPc 183,0543.0*947,0*10*22.5
33*25,4*2^26,342.148*0016,010
==∆ Ec (A.2.24)
Aero Refrigerantes
Tabla A-43: Datos Tubos Aero refrigerante
Tubos Sist. Inglés Sist. Internacional
Material A 334 Gr6
Det 1 plg 0,0254 m
Dit 0,782 plg 0,0198628 m
tt 0,109 plg 0,0027686 m
Pt1 2,625 plg 0,066675 m
nº aletas 11 App 433 Apm
af 0,479 plg2 0,00030903 m2
Tabla A-44: Datos Bandeja Aero refrigerantes
Tabla A-45: Datos Aletas
Aletas Sist. Inglés Sist. Internacional
Material Aluminio 1050
Dea 2,25 plg 0,05715 m
Bandeja Sist. Internacional
Largo (L) 10,75 m
Ancho (A) 3,28 m
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 176
radio 1,125 plg 0,028575 m
altura 0,625 plg 0,015875 m
Espesor (ta) 0,0157 plg 0,00039878 m
espaciado 0,075 plg 0,001905 m
k 117 Btu/h pieºF 174,042 kcal/h mºC
Tabla A-46: Propiedades de Gases
Gases Sist. Inglés Sist. Internacional
Flujo 30656 kg/hra 67245,32 lb
ρ 500 kg/m3 31,2 lb/pie3
µ 0,0932 cp 0,33552 kg/mh
K 0,0794 kcal/h m ºC 0,053 Btu/ h pie ºF
cp 0,69 Kcal/kg ºC 0,69 btu/lb ºF
calor latente 74 Kcal/kg 134 btu/lb
T1 (entrada) 55 ºC 131 ºF
T2 (salida) 41 ºC 105,8 ºF
Tabla A-47: Propiedades de Aire
Aire Sist. Inglés Sist Internacional
densidad 1,16 kg/m3 0,073 lb/pie3
cp 0,24 Kcal/kg ºC 0,24 btu/lb ºF
t1 (entrada) 27 ºC 80,6 ºF
t2 (salida) 38,6 ºC 101,48 ºF Cálculo de número de tubos:
tubosNt 482,4700667,0
0667,0*228,3 ≈=−=
48=Nt
( )
=+−=h
kcalCalor 96,680.564.274)4155(*69,0*656.30
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 177
Flujo de aire necesario:
=−
=h
kgFa 222.921
)276,38(*24,0
96,680.564.2
( )CTlmtd º17,15
2741
6,3855ln
)2741(6,3855 =
−−
−−−=∆ Ec (A.2.2)
414,02755
276,38 =−−=S Ec (A.2.4) 2,1
276,38
4155 =−
−=R Ec (A.2.3)
Ft: 0,93
Diámetro Equivalente:
( )Pp
AoAaDeqa *
*2
π+= Ec (A.3.27)
AnDetDeaAa º*2*)(*4
22 −= π Ec (A.3.28)
78,1433*2*)0254,005715,0(*4
22 =−= πAa
AntaDetDetAo º**** ππ −= Ec (A.3.29)
=−=
m
mAo
2
066,0433*000398,0*0254,0*0254,0* ππ
=+=+=
m
mAaAoAt
2
846,1066,078,1 Ec (A.3.30)
Perímetro Proyectado:
=+=
m
mPp
2
495,29433*015875,0*42
[ ]mDeqa 0399,0495,29*
)066,078,1(*2 =+=π
Ec (A.3.27)
Flujo de Aire:
LAntahaNtLDetNtbandejaAreaasa `*º***2*** −−= Ec (A.3.28)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 178
[ ]2324,1975,10*433*000398,0*015875,0*2*4875,10*0254,0*4828,3*75,10 masa =−−=
⋅==
24,672.47
324,19
222.921
mh
kgGs Ec (A.2.12)
==s
mva 415,11
16,1*600.3
4,672.47 Ec (A.2.10)
Determinación de datos a temperatura media del aire 32,8ºC.
[ ]
⋅≈=
hm
kgcp 0648,0018,0µ (Anexo C Tabla C-4)
⋅⋅≈
⋅⋅=
Cmh
kcal
Fpieh
Btuk
º02083,0
º014,0 (Anexo C Tabla C-5)
8,353.290648,0
4,672.47*0399,0*Re ===
µGsDeq
De fig.16.18(a) de pag 635 Kern
jf=150 (Anexo C Gráfico C-7)
907,002083,0
0648,0*24,0* 31
31
=
=
k
cp µ
31
***
=k
cp
Deq
kjfhf
µ Ec (A.3.32)
⋅⋅==
Cmh
kcalhf
º03,71907,0*
0399,0
02083,0*150
Factor de obstrucción del aire, Tabla 12 kern
⋅⋅≈
⋅⋅=kcal
Chm
Btu
FhpieRd
º00041,0
º002,0
22
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 179
⋅⋅==
Cmh
kcalhdo
º439.2
00041,0
12
Ec (3.3.33)
⋅⋅=
+=
Cmh
kcalfh
º02,69
439.203,71
2439*03,71'
2 Ec (3.3.34)
Cálculo de Gases en tubos:
Nº de pasos por tubo: 2
[ ]200742,02
000309,0*48mat == Ec (A.2.10)
⋅==
2540.131.4
00742,0
656.30
mh
kgGt Ec (A.2.20)
≈
==s
pie
s
mvt 53,7296,2
500*600.3
540.131.4 Ec (A.2.9)
318,0
053,0
42,2*0932,0*69,0*
000672,0*0932,0*12
2,31*53,7*782,0*
1
12*053,0*027,0
=hio Ec (A.2.11)
⋅⋅≈
⋅⋅=
Cmh
kcal
Fpieh
Btuhio
º37,455.2
º7,502
22
Eficiencia de Aleta:
Eje abscisas x = (Anexo C Gráfico C-8)
Eje coordenadas y =
( ) ( ) 7086,0
200039878.0*042,174
02,69*0127,0028575,0 =−=x
( )byk
fhrbre
*
'*−
rb
re
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 180
25,20127,0
028575,0 ==y
Según Figura 16.13 (a)
8,0=Ω (Anexo C Gráfico C-8)
( )Ai
fhAoAffih
'*' +Ω= Ec (A.3.35)
==
m
mAi
2
0624,001986,0*π
( )
⋅⋅=+=
Cmh
kcalfih
º52,1650
0624,0
02,69*066,0782,1*8,0'
2
⋅⋅=
+=
Cmh
kcalUd
º03,987
37,455.252,650.1
37,455.2*52,650.12
Ec (A.2.17)
[ ]225,18493,0*17,15*03,987
96,680.564.2mA == Ec (A.2.6)
Superficie interior de banco (SIB): Nt*Ai*L
[ ]2198,3275,10*0624,0*48 mSIB ==
Número de bancos a usar: SIB
A
cos72,5198,32
24,184cosº banbanN ==
Número total de bancos a usar es de 6.
Caída de Presión:
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 181
FriccionalSuperficie
netolibreVolumenDev
*4= Ec (A.3.36)
( ) LtaAnDetDeaNtLDetNtPtALVLN **º**4
**2*2
1**
4**2*
2
1** 222
2 −−−= ππ
[ ]35914,1 mVLN = Ec (A.3.37)
LAtNtSf ***2*2
1= Ec (A.3.38)
[ ]2536,95275,10*846,1*48*2*2
1mSf ==
[ ] [ ]piemDev 0216,00066,0536,952
5914,1*4 ≈== Ec (A.3.36)
52,855.40648,0
0066,0*4,672.47Re ==
f = 0,0005
2
2
lgp
pie (Anexo C Gráfico C-7)
[ ] [ ]piemPtbannLp 137,13465,005775,0*6cos*º 2 ≈===
3982,00666,0
0066,04,04,0
2
=
=
Pt
Dev Ec (A.3.39)
1675,66
675,666,06,0
3
1 =
=
Pt
Pt Ec (3.3.40)
⋅≈
⋅=
22067,769.94,672.47
pieh
lb
mh
kgGs
4,0
210
2
***10*22,5
**
=∆
Pt
Dev
sgDev
LpGsfPs Ec (A.3.41)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 182
=
=∆2
10
2
lg014,0
100016,1*0216,0*10*22.5
3982,0*137,1*9769*0005,0
p
lbPs
Caída de presión para los tubos:
De fig.26
f=0,00011
2
2
lgp
pie
⋅≈
⋅=
22846639540.131.4
pieh
lb
mh
kgGt
( )
==∆
210
2
lg27,3
1000500*782,0*10*22,5
12*2*27,35*846639*00011,0
p
lbPt Ec (A.2.19)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 183
ABSORBEDOR
L 0
G 1
GNp+1
LNp+1
Figura A-57. Absorbedor
Cálculo de Número de Platos:
Método de Kremser Multicomponentes
11
1
1
'11
'
'00
1
'11
−−
−=
−+
+
+++
+NPE
ENPE
NPNPNP
np
A
AA
YGA
XL
Y
YY Ec (A.4.1)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 184
t
v
P
Pm = Ec (A.4.2)
1
)1( 1'
++=
NP
NP
A
AAA Ec (A.4.3)
Gm
LA = Ec (A.4.4)
( )[ ] 5.025.01 5.01 −++= AAA NPE Ec (A.4.5)
Componente clave: Propano.
Tabla A-48: Constantes de Antoine Propano
A B C
Propano 15,726 1872,5 -25,16 Datos operacionales:
Presión total: 13,64 [Kg/cm2g]
Tabla A-49: Flujos molares Absorbedor
Flujos L0 G1 LNp+1 GNp+1
Kgmol/hra 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 Ec (A.4.2)
45,118,1*1,556
96,9501 ==A Ec (A.4.4)
Cálculo de ANp
Temperatura Fondo: 41º C 314 K
Pv: 13,02 [kg/cm2g]
mNp= 0,954 Ec (A.4.2)
53,1954,0*59.855
39,247.1 ==NPA Ec (A.4.4)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 185
48,1153,1
)145,1(*53,1' =
++=A Ec (A.4.3)
( )[ ] 5,15,025,0145,1*53,1 5,0 =−++=EA Ec (A.4.5)
Tabla A-50: Composición Propano
Composiciones C3
GNp+1 0,084
L1 0,0012
Asumiendo que se desea absorber la mayor cantidad de Propano en la corriente líquida, se
tiene que:
absY
YY
NP
np %1
'11 =
−
+
+
99,0084,0
'084,0 =−Y Y’=0,000924
Por lo tanto, el número de platos es:
15,1
5,15,1*
084,0*59,855*48,1
0012,0*96,9501
084,0
000924,0084,01
1
−−
−=−+
+
Np
Np
Ec (A.4.1)
Despejando la ecuación:
Np= 17,77 ≈ 18 Platos teóricos.
Cálculo de Eficiencia de Platos:
Eficiencia de O’connel
Datos de líquido:
Tabla A-51: Propiedades líquido Absorbedor
m 1,0657
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 186
Pm 101,07 kg/kgmol
µ 0,243 cp
µ 0,00024 [kg/m s]
ρ 681 [Kg/cm3]
Según Gráfico de O’connel la coordinada de eje de las X:
510*79,3681
00024,0*07,101*0657,1 −==x Ec (A.3.6)
Por lo tanto, la eficiencia es de 60% según gráfico.
PlatosalesPlatosN 3060,0
18:Reº =
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 5.158 Kpa
Tseudocritica 277,65 K
Temperatura 313,5 K
Presión 1472,96 Kpa
Pm 26,86 Kg/Kgmol
R 8,314 (m3Pa)/(molK)
w 0,06
Tabla A-53: Resultados factores gas real E-3051
Tr 1,129 Ec (A.3.13)
Pr 0,28 Ec (A.3.12)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 187
Bo -0,2644 Ec (A.3.14)
B1 0,035 Ec (A.3.15)
Z1 0,009 Ec (A.3.10)
Zo 0,933 Ec (A.3.11)
9337,0009,0*06,0933,0 =+=z Ec (A.3.9)
==3
25,165,313*314,8*9337,0
86,26*96,1472
m
kggρ Ec (A.3.8)
Datos operacionales y factores:
Tabla A-54: Datos Operacionales y Factores E-3051
Tabla A-55: Resultados cálculo diámetro
Flv 0,69 Ec(A.3.16)
Cst 0,16 pie/s Fig 6,24
Cst 0,048 m/s
Fst 0,968 Ec(A.3.18)
C 0,0472 m/s Ec(A.3.17)
vf 0,3 m/s Ec(A.3.19)
vf 1.086,74 m/hra
ρ liq 681 Kg/m3
L 98.925 Kg/hr
V 22.982 Kg/hr
σ 17 dinas/cm
f 0,8
Ff 1
Fha 1
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 188
Ad/At 0,162 Ec(A.3.20)
[ ]mDt 6,1572,125,16*)162,01(**74,086.1*8,0
982.22*45,0
≈=
−=
π 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 SA 516 Gr60
Densidad material 7.832 kg/m3
Esfuerzo Admisible 4.218,4 kg/cm2
Máximo Esf adm. 889,39 kg/cm2
Factor Soldadura 0,9
Factor corrosión 3
Tabla A-57: Datos Columna E-3051
Presión 14,7 kg/cm2
Diámetro 1.600 mm
Radio interno 800 mm
Espesor de Carcasa:
[ ]mmtC 85,147,14*6,09,0*39,889
800*7,14 =−
= Ec (A.1.1)
1885,17385,14 ≈=+=Ct
Espesor estandarizado [ ]mm20≈
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 189
Espesor de Cabezal:
Tabla A-58: Datos Cabezal E-3051
56,1150
600.13*
4
1 =
+=M Ec (A.1.2)
[ ]mmtCB 237,14*2,09,0*39,889*2
56,1*600.1*7,14 =−
= Ec (A.1.3)
[ ]mmtCB 26323 =+=
Espesor Estandarizado 30 [mm]
L 1.600 mm
Sf 76,2 mm
icr 150 mm
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 190
STRIPPER
Figura A-58. Stripper
Tabla A-59: Propiedades corrientes E-3002
Lo Gnp+1 Lnp G1
Flujo másico kg/h 59916 1483,5 53383,5 8016
Flujo Volumétrico m3/h 55,5 1735,1 48,1 2055,4
Temperatura ºC 211 343 204 207
Presión 60,8 55,9
Densidad kg/m3 720 0,57 740 2,6
Viscosidad cp 0,31 0,35
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 191
Cálculo número de platos:
Método de Kremser Multicomponentes
11
1
1
00'
'11
'0
''0
−−⋅
−=
−+
+++
npE
EnpEnpnpnp
S
SS
XLS
YG
X
XX Ec (A.5.1)
L
Gm
AS == 1
Ec (A.5.2)
[ ] 5.025.0)1( 5.01 −++= npE SSS Ec (A.5.3)
Componente clave: Decano.
Tabla A-60: Constantes de Antoine Decano
A B C
Decano 13,9899 3452,22 -78,8993
Datos operacionales:
Presión total: 0,57 [Kg/cm2g]
Tabla A-61: Flujos Molares Stripper E-3002
Flujos L0 G1 LNp+1 GNp+1
Kgmol/hra 298,5 123 258 82,5
Cálculo de S1
Temperatura Tope: 207º C 480 K
Pv= 1,186 [kg/cm2g]
m1= 2,08 Ec (A.4.2)
857,05.298
123*08,21 ==S Ec (A.5.2)
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 192
Cálculo de SNp
Temperatura Fondo: 343º C 616 K
Pv: 18,59 [kg/cm2g]
mNp= 32,615 Ec (A.4.2)
429,10258
5,82*615,32 ==NPS Ec (A.5.2)
( )[ ] 67,25,025,01429,10*857,0 5,0 =−++=ES 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%
desorciónX
XX NP %'0
''0 =
−
9,0176,0
176,0 '
=− NPX
X’NP= 0,0176
Considerando que la desorción es realizada con vapor y 01 =+Npy , la expresión la ecuación de
número de platos se reduce a:
167,2
67,267,2
176,0
0176,0176,01
1
−−=−
+
+
Np
Np
Despejando la ecuación:
Np= 1.927 ≈ 2 Platos teóricos.
Cálculo de Eficiencia de Platos:
Eficiencia de O’connel
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 193
Tabla A-62: Datos Líquido eficiencia E-3002
m 17,34
Pm 200 kg/kgmol
µ 0.31 cp
µ 0,00031 kg/m s
ρ 720 Kg/cm3
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.
PlatosalesPlatosN 434,36,0
2:Reº ≈=
Diámetro de Columna
Datos cálculo densidad gas:
=3
57,0m
kggasρ
Datos operacionales y factores:
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 dinas/cm
f 0,75
Ff 1
Fha 1
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 194
Tabla A-64: Resultados cálculos diámetro E-3002
Flv 1,13 Ec (A.3.16)
Cst 0,13 pie/s Fig 6,24
Cst 0,0396 m/s
Fst 0,9485 Ec (A.3.18)
C 0,0375 m/s Ec (A.3.17)
vf 1,33 m/s Ec (A.3.19)
vf 15746,39 m/hra
Ad/At 0,215 Ec(A.3.20)
[ ]mDt 1,1095,157,0*)215.01(**39,746.15*75,0
5,483.1*45,0
≈=
−=
π 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
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 195
Determinación de espesores:
Tabla A-66: Datos columna E-3002
Presión 0,6 kg/cm2
Diámetro 1.100 mm
Radio interno 550 mm
Cálculo de espesor de carcasa por teoría ASME.
41,06,0*6,09,0*39,889
550*6,0 =−
=Ct Ec (A.1.1)
mmtC 441,3341,0 ≈=+=
Cálculo de Cabezal:
Tabla A-67: Datos Cabezal E-3002
L 1.000 mm
Sf 114.3 mm
icr 100 mm
54,1100
000.13*
4
1 =
+=M Ec (A.1.2)
[ ]mmtCB 577,06,0*2,09,0*39,889*2
54,1*000.1*6,0 =−
= Ec (A.1.3)
[ ]mmtCB 4577,33577,0 ≈=+=
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 196
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.
Bs
Bd
1
2
Figura A-59: Esquema de Bombas
Tabla A-68: Propiedades Fluido circulante J-3001
Flujo 0,0501 m3/s
ρ 910 kg/m3
µ 0,0885 Kg/m*s
η 0,5
Tabla A-69: Datos Succión Bomba Tabla A-70: Datos Descarga Bomba
nominal 10 pulg
Ǿ interno 10,02 pulg
Ǿ interno 0,254508 m
P1 59820,57 Pa
Z1 0,5 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.
Ǿ nominal 8 pulg
Ǿ interno 7,981 pulg
Ǿ interno 0,2027174 m
P2 823758,6 Pa
Z2 4,5 m
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 197
Succión de la Bomba:
Tabla A-71: Accesorios de Succión
Accesorios nº/mt pie Total
Cañería 17 55,76 55,76
Codo 90º 7 25 175
Codo 45º 1 24 24
T 1 54 54
Válvula Comp 1 6 6
Válvula chek 0 0
Total L 314,76 pie
Largo equivalente de succión total 314,76 [pie].
Leq= 95,934 [m]
[ ]22
0508,04
2545,0*mSucciónArea == π
==s
mvs 986,0
0508,0
0501,0
25,580.20885,0
910*986,0*2545,0Re ==s
De Fig. 8.6 determinación de rugosidad relativa.
00017,0=D
ε
De fig. 8.5
04,0=f
Ec ()
cg
v
D
Lfhf
2
2
=
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 198
[ ]mhf 707,08,9*2*2545,0
986,0*934,98*038,0
2
==
Descarga de la Bomba:
Tabla A-72: Accesorios de Descarga
Accesorios nº/mt pie Total
Cañería 100 328 328
Codo 90º 14 20 280
T 1 43 43
Válvula Comp 2 4,8 9,6
Válvula chek 1 49 49
Total L 709,6 pie
Largo equivalente de descarga total 709,6 [pie]
Leq= 216,28 [m]
[ ]22
0322,04
2027,0*arg maDescArea == π
==s
mvd 55,1
0322,0
0501,0
230.30885,0
910*2027,0*55,1Re ==
De fig. 8.6 e/D
0002,0=D
ε
04,0=f
[ ]mhf 23,58,9*2*2027,0
55,1*28,216*04,0
2
==
Balance de Energía:
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 199
DD
ss
hfBB
hfBB
+=+=
2
1
DS
SD
hfhfZgc
gZ
gc
g
gc
vvPPH
BBHw
++−+−
+−
=∆
−=∆=−
12
21
2212
2*ρ
ηρ gQH
Pot***∆=
[ ]mH 67,9423,5707,05,05,38,9*2
986,055,1
910*8,9
57,820.596,758.823 22
=++−+−+−=∆
Eficiencia de la Bomba: 60%
[ ]KwPot 49,701000*6,0
8,9*910*501,0*67,94 ==
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 200
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.
comb 25ºC aire T1T3
T4
T2
271ºC
504ºC
T2
T0
Damper
zona convectiva
zona espejo o de choque
Zona radiante
Figura A-60: Horno de Coker
T5
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 201
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.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 202
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 Masa kg PCI kcal/kg Energía kcal
H2 2,02 49,90 100,80 28571,88 2879988,29
N2 28,014 4,67 130,83 ---------- --------
CO 28,01 0,20 5,60 2407,07 13484,42
CH4 16,04 17,10 274,28 11924,60 3270726,30
C2H6 30,07 14,40 433,01 11324,19 4903466,60
C3H8 44,11 7,13 314,50 11043,27 3473154,78
C4H10 58,14 6,60 383,72 10897,03 4181452,89
1642,75 18722273,28
fueldekg
kcal
totalmasa
totalEnergíacombdekgporEnergía 9.11396
75.1642
28.18722273 ===
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%.
OHOH 222 2
1 →+ 222
1COOCO →+
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 203
OHCOOCH 2224 22 +→+ OHCOOHC 22262 322
7 +→+
OHCOOHC 22283 435 +→+ OHCOOHC 222104 542
13 +→+
Tabla A-75: Estequiometría de las reacciones de combustión
Reacción O2 esteq O2 entra O2 sale N2 sale CO2 sale H2O sale
H2 24,95 29,94 4,99 112,63 0,00 49,9
CO 0,1 0,12 0,02 0,45 0,20 0
CH4 34,2 41,04 6,84 154,39 17,10 34,2
C2H6 50,4 60,48 10,08 227,52 28,8 43,2
C3H8 35,65 42,78 7,13 160,93 21,39 28,52
C4H10 42,9 51,48 8,58 193,66 26,4 33
Total mol 188,2 225,84 37,64 854,26 93,89 188,82
kgOOMesairemasa estqesteqaire 86.25855)2.18821
792.188(85.28)
21
79(/ 22 =⋅+⋅=+⋅=
kgesairemasaaireexceso
ecairemasa 0284.3102786.258552.1/100
%1/ =⋅=⋅+=
Luego podremos determinar la masa de aire requerida por kilogramo de combustible.
combkg
airekg
combmasa
ecairemasacombdekgporairedemasa 887.18
75.1642
0284.31027/ ===
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.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 204
Tabla A-76: Perfil de temperaturas del Horno
ºC K
T1 25 298,15
T2 225 498,15
T3 241 514,15
T4 405 678,15
T0 900 1173,15
T5 700 973,15
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
Cp T1 Cp T2 Cp T3 Cp T4 Cp T0 Cp T5
O2 6,9912 7,5156 7,5428 7,7790 8,3394 8,1245
N2 6,9266 7,1040 7,1208 7,3005 7,8696 7,6376
CO2 8,8357 10,9014 10,9909 11,6981 13,0526 12,5637
H2O 7,9880 8,3889 8,4288 8,8607 10,2458 9,6800
Determinaremos el calor absorbido por el aire.
TCpmQ ∆⋅⋅=
)13()(22 22 TTCpNmolesCpOmolesQ NO −⋅⋅+⋅=
)1500,2981446,514()2
)9266.61208,7(259,854
2
)9912.65427,7(84,225( −⋅+⋅++⋅=absQ
kcalQ aireabs 19,466.650.1=
Luego determinaremos el calor perdido por los gases de la chimenea a la salida del
precalentador.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 205
)2()( TrTCpsalidademolesQ medioatmósferalaagases −⋅⋅=
Donde. :Tr Temperatura de referencia.
)15,29815,498(2
)987,7389,8(82,188
2
)836,8901,10(89,93
2
)927,6104,7(26,854
2
)991,6511,7(64,37 −⋅
+⋅++⋅++⋅++⋅=atmgasesQ
kcalQ atmgases 720.747.1=
Se asumirá un 1.5 % de pérdidas por radiación, con esto obtendremos la eficiencia.
radiaciónporpérdidasQ
QQE
ecombustibl
atmgasesecombustibl −−
⋅= 100
%17,895.123,273.722.18
)720.747.123,273.722.18(100 =−−⋅=E
Calor real suministrado por kilogramo de combustible.
combcomkgtotcombkg kg
kcalEQQ 6,10162
100
17,899.11396
100=⋅=⋅=
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.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 206
Tabla A-78: Composición de la alimentación
Carga Horno
Cal Form Kj/kmol
Cal Form kj/kg
Masa Total kg
Peso Molec
Cp 25°C
Cp 271°C
C74 -1909280 -1826,101 9287,76 1045,55 1,75
7 2,607
C67 -1727600 -1826,110 28571,81 946,06 1,75 2,612
C54 -1396690 -1826,020 55412,99 764,88 1,75
4 2,637
C44 -1143050 -1826,110 43370,44 625,95 1,76
8 2,666
C21 -544456 -1826,108 1631,09 298,15 1,87
8 2,881
C18 -488091 -1826,107 1938,16 267,29 1,87
7 2,54
C17 -459315 -1826,106 2841,37 251,53 1,87
9 2,54
C13 -353879 -1826,114 1927,58 193,79 1,88
6 2,536
C12 -336309 -1826,109 1436,55 184,17 1,88
9 2,536
C11 -293963 -1826,107 1418,24 160,98 1,9 2,539
Total 147836,99
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.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 207
Tabla A-79: Composición de la corriente de salida B-3001
Efluente Horno
Cal Form kj/kg
Masa Total Kg/hr
Masa Vapor Kg/hr
Peso molecular
Cp 25°C kj/kg ºC
Cp 504°C kj/kg ºC
C21 -1826,109 5.950,490 5.950,490 293,736 1,781 3,066
C19 -1826,108 9.081,364 9.081,364 266,056 1,782 3,073
C18 -1826,110 12.346,177 12.346,177 252,792 1,784 3,076
C16 -1826,108 11.386,002 11.386,002 225,353 1,793 3,087
C14 -1826,103 10.420,837 10.420,837 199,917 1,803 3,097
C12 -1826,106 10.032,061 10.032,061 165,635 1,820 3,114
C11 -1826,110 3.751,813 3.751,813 156,231 1,831 3,123
C10 -1826,108 2.901,151 2.901,150 143,428 1,847 3,136
C9 -1826,108 3.834,537 3.834,537 127,717 1,926 3,245
C8 -1826,106 3.298,757 3.298,757 126,692 1,857 3,143
C7 -1826,110 2.428,652 2.428,652 94,738 1,984 3,264
C4 -2171,048 3.585,698 3.585,698 58,124 1,690 3,412
C4 2037,093 1.944,709 1.944,709 54,0918 1,512 2,900
C3 -2355,943 5.185,746 5.185,746 44,097 1,522 3,000
C2 -592,176 782,404 782,404 34,076 1,008 1,241
C2 -2818,034 5.189,732 5.189,732 30,0699 1,759 3,566
C1 -4668,732 4.322,607 4.322,607 16,0429 2,244 3,886
H2 0,0000 97,2644 97,264 2,016 14,100 14,760
C 0,0000 51.296,000 0,000 12,010 0,700 1,54
)()( feissisifeieeiei HTCpmHTCpmQ ∆+∆⋅⋅=∆+∆⋅⋅+
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 208
Tabla A-80: Entalpía y calor corriente de entrada
Carga Horno Masa entrada
kg/h Cp promedio
kj/kg°C ∆Hf
kj/kg Calor
de entrada C74 9287,75187 2,23794872 -1826,101095 -11847137,82
C67 28571,8121 2,23692308 -1826,105615 -36452561,82
C54 55412,9935 2,25179487 -1826,015448 -70489423,23
C44 43370,4426 2,27384615 -1826,107239 -54939121,49
C21 1631,08771 2,44051282 -1826,108247 -1999292,864
C18 1938,16192 2,26512821 -1826,106964 -2459305,413
C17 2841,37271 2,26615385 -1826,106144 -3604657,187
C13 1927,58302 2,26769231 -1826,114104 -2444679,906
C12 1436,55348 2,26923077 -1826,108912 -1821374,758
C11 1418,24116 2,27641026 -1826,106673 -1795648,961
Total -187853203,4
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 209
Tabla A-81: Entalpía y calor corriente de salida
Efluente Horno
Masa salida Kg/hr
Cp promedio kj/kg°C
∆Hf kj/kg
Calor de salida
C21 5.950,490 2,308095238 -1826,1092 -4287515,97
C19 9.081,364 2,311904762 -1826,1080 -6526827,52
C18 12.346,177 2,314285714 -1826,1100 -8859211,06
C16 11.386,002 2,323809524 -1826,1084 -8118260,51
C14 10.420,837 2,333333333 -1826,1028 -7382497,97
C12 10.032,061 2,34952381 -1826,1056 -7029301,53
C11 3.751,813 2,359047619 -1826,1101 -2611735,56
C10 2.901,151 2,372857143 -1826,1079 -2000370,22
C9 3.834,537 2,462380952 -1826,1077 -2479515,9
C8 3.298,757 2,380952381 -1826,1058 -2261725,5
C7 2.428,652 2,499047619 -1826,1099 -1527782,55
C4 3.585,698 2,42952381 -2171,0481 -3611895,57
C4 1.944,709 2,100952381 -2037,0925 -2004482,6
C3 5.185,746 2,153333333 -2355,9426 -6868499,01
C2 782,404 1,070952381 -592,1763 -61958,6766
C2 5.189,732 2,535714286 -2818,0340 -8321355,06
C1 4.322,607 2,919047619 -4668,7320 -14137119,8
H2 97,2644 13,74285714 0,0000 640275,082
C 51.296,000 1,066666667 0,0000 26208836,3
Total -61240943,6
hr
kjQQQ entradasalida 7,259.612.126)3,187853203(6,094.124.6 =−−−=−=
kg
kcalQ 820.240.30=
Por lo tanto el calor total entregado por el combustible está dado por.
hr
kcal
E
QQ abs
total 670.913.338917,0
820.240.30 ===
Luego podremos determinar la masa total de combustible.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 210
kgQ
Qm
combkg
absreqcomb 8,975.2
6,162.10
820.240.30 ===
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.
aireabsgasflue QQ −=
Luego
combdekg
gasfluedekgmm combairegasflue 887,191887,181 =+=+=
∑=
⋅++⋅=n
iTnnTiiT CpyCpyCp
1)4()4(4 KK
∑=
⋅++⋅=n
iTnnTiiT CpyCpyCp
1)2()2(2 KK
Tabla A-82: Composición del flue gas
Especie kgmol Fracción
molar (y) M
Masa
kg
Fracción
Másica (x)
O2 37,64 0,032 31,999 1204,44 0,0346
N2 854,26 0,727 28,014 23931,20 0,6864
CO2 93,89 0,080 44,010 4132,10 0,1815
H2O 188,82 0,161 18,015 3401,59 0,0975 Total 1224,51 1,00000 27,813 32669,33 1,0000
)()( TCpmQ Tgasfluegasfluegasflue ∆⋅⋅=
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 211
Kkg
kcal
Kkmol
kcalCpCpCp TT
medio ⋅=
⋅=+= 278,091644,7
242
hr
kcalQ gasflue 27,773.634.1)15,67815,498(278,033,669.32 −=−⋅⋅=
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.
CKTmCp
QT
aire
gasflue °≈=+⋅
=+⋅
−= 241159,51315,298
43,075.107,7
27,773.634.113
)25;250(
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
Flujo másico
kg/h
Fracción Másica
x ºAPI
Densidad kg/m3
Caudal m3/s
Caudal ft3/s
Carga fresca
136643 0,9243 5,42 1033,450 0,0367 1,297
Quench 11193 0,0757 17,09 952,285 0,00326 0,115
total 147836 1,0000 1026,822 0,04000 1,412
n
n
T
xx
δδδ++= K
1
11
Cálculo de velocidad
22
02206,04
mD
Atubo =⋅= π
s
m
Area
Caudalv 813,1
02206,0
04.0 ===
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 212
24,861.1
02206,03600
836.147
ms
kg
Area
Fv másicomásica ⋅
=⋅
==
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.
hr
kcalQQ absorv
absorvrad 2,982.470.21100
71820.240.30
100
% =⋅=⋅=
hr
kcalQQQ radabsorvconv 8,837.769.8=−=
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 (mm) 12,1
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
2188,6750,800.31
2,982.470.21m
calordeDensiodad
QArea radiación
radtot ===
tubo
mLA efectubopor
2
093,98,26108,01416,3 =⋅⋅=⋅⋅= φπ
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.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 213
2inf 416,639372,36788,675 mAAA choqradtotradrad =−=−=
tubosA
Aradzonatubosn
tubopor
rad 713,70093,9
416,639inf⇒===°
paso
tubos
pasosden
nn radzonatubos
pasoportubos 1875,174
71inf ⇒==°
°=°
Zona de choque.
La separación entre tubos es de 2 diámetros (se toma desde el centro).
tubenttubefeclibre dnLA ⋅⋅= º
Donde.
:libreA Área por la cual pasa el flue gas o área libre de tubo.
:efecL Largo efectivo del tubo.
:tubn° Número de tubos en por fila.
:tubentd Distancia en diámetros de tubo (desde el centro del tubo)
258,11108,048,26 mAlibre =⋅⋅=
La velocidad másica del flue gas en la zona de choque será.
libre
gasflue
A
mG =
hr
kgmmm combkgporgasfluecombkggasflue 6,181.598873,1985,975.2 =⋅=⋅=
22267,0420,1
58,11600.3
6,181.59
fts
lb
ms
kgG
⋅⇔
⋅=
⋅=
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 214
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.
hr
kcalQQ convchoquez 12,507935.38,837.769.84,04,0 =⋅=⋅=
Nuevamente estimaremos un Cp medio del flue gas que estará comprendido entre las
temperaturas antes señaladas.
CKCpm
QTT
TT
°⇔=⋅
⋅−=⋅
−=−
68,70683,979528,86,181.59
813,2712,935.507.315,173.105
)05(
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.
F
T
T
TTTLMTD °=
−=
∆∆
∆−∆=∆ 7,819
04,687
4,968ln
04,6874,968
ln2
1
21
)(1.1 hrghcho +⋅=
707°C
325°C
900°C
362°C
∆T1
∆T2 ∆T2
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 215
Donde.
:hc Coeficiente de película de convección Ffthr
Btu
°⋅⋅ 2
:hrg Coeficiente de radiación del gas Ffthr
Btu
°⋅⋅ 2
Ffthr
Btu
Do
Tgaghc
°⋅⋅=⋅⋅=⋅⋅=
24,0
28,06,0
4.0
28.06.0
53,4252,4
48,1938269,014,214.2
Donde.
:Tga Temperatura media del flue gas )( R°
:g Flujo másico del flue gas 2fts
lb
⋅
Rtgabtgaa
Tga °=+=+= 48,938.12
96,764.1112.2
2
5.00025.0 −⋅= Tghrg
Donde.
:Tg Temperatura media del flue gas )( F°
Ftgbtga
Tg °=+=+= 02,478.12
04,304.1652.1
2
)(
Ffthr
Btuhrg
°⋅⋅=−⋅=
2196,35,02,14780025,0
Luego.
Ffthr
Btuho
°⋅⋅=+⋅=
249,8)196,3530,4(1.1
Se asume tubos limpios y sin resistencias por ensuciamiento eterno e interno.
14.03
18.0
027.0
⋅
⋅⋅
⋅⋅⋅=wk
CpGD
D
khi
µµµ
µ
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 216
En vista de la pequeña variación en la viscosidad entre el material y la temperatura de
la pared, el valor del término
14.0
wµµ
puede ser aproximado a 1,0
Ffthr
Btuohi
°⋅⋅=
⋅⋅
⋅⋅⋅=2
3
18.0
61,71052,0
9,26692,0
9,26
92,477.372.1354,
354,0
052,0027.0
La resistencia de la película del interior del tubo está dada por.
Aihi
AoRi
⋅=
Donde.
:Ao Superficie externa del tubo.
ft
ft 2
:Ai Superficie interna del tubo.
ft
ft 2
1
2018,0
864,061,71
113,1−
°⋅⋅=
⋅=
Ffthr
BtuRi
El coeficiente de pared del tubo será.
tm
Kmhw =
Donde.
:Km Conductividad térmica de la pared de los tubos.
°⋅⋅⋅
Ffthr
inBtu2
:tm Espesor de la pared de los tubos. ( )in
Ffthr
Btuhw
°⋅⋅==
21,680
4764,0
324
Luego la resistencia de pared del tubo la obtendremos de.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 217
Aihw
AoRw
⋅=
0019,0864,01,680
113,1 =⋅
=Rw
Luego la resistencia de película externa viene dada por.
1
2118,0
49,8
11−
°⋅⋅===
Ffthr
Btu
hoRo
Ahora se determinará la resistencia total.
1
2137,0118,00019,0018,0
−
°⋅⋅=++=++=
Ffthr
BtuRoRwRiRt
Luego el coeficiente global de transferencia de calor viene dado por.
Ffthr
Btu
RtU
°⋅⋅===
226,7
1378,0
11
Finalmente de la ecuación de diseño.
LMTDTUAQ ∆⋅⋅= LMTDTU
QA
∆⋅=
22 3,21701,339.27,81926,7
486.919.13mftA ⇔=
⋅=
El número de tubos requeridos en la zona de choques se estimará según.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 218
tubosA
An
tubopor
choquezchoqueztubos 249,23
093,9
3,217⇒===°
Zona convectiva.
F
T
T
TTTLMTD °=
−=
∆∆
∆−∆=∆ 426
2,241
04,687ln
2,24104,687
ln2
1
21
En la zona de convección se usan tubos aleteados, con el propósito de obtener la mayor
absorción del calor.
325°C
271°C
706,7°C
405°C ∆T1
∆T2
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 219
Tabla A-85 Características de los tubos zona convección.
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 W/(m)(K) 65
Material. 9% Cr 1% Mo A213T9
La velocidad del flue gas a través de la zona convectiva viene dada por.
libre
gasflue
A
mG =
))2)1(((º aletaespaletaaltdensespaciadoDoleftnAlibre ⋅⋅⋅−−⋅⋅=
29684,9))0015,00254,01972)12(108,0(8,26(4 mAlibre =⋅⋅⋅−−⋅⋅⋅=
Entonces.
2287,121397,936.5
97,9
58,181.59
fth
lb
ms
kgG
⋅⇔
⋅==
El número de Reynolds está dado por.
1,182.5083,012
87,213.1252,4 =⋅⋅=⋅=
µGDo
R
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 220
Tabla A-86 Coeficiente de transferencia por el lado del flue gas para aletas.
0,07
0,05
0,01
0,04
0,03
0,02
0,004
0,005
0,006
0,003500 1,000 5,000 10,000 60,000
Reynolds number ( )µDG
N =Re
J
Source Escoa Fintube Corp
De la gráfica se obtiene el valor del coeficiente de transferencia de calor por el lado del
flue gas para aletas.
011,0=J
Luego el coeficiente total de transferencia de calor total de la zona de convección
estará dado por.
3
2
⋅
⋅⋅=
k
Cp
GCpJho
µ
Donde.
:J Coeficiente de transferencia de calor del flue gas para aletas.
:Cp Capacidad calorífica del flue gas a (T).
:G Flujo másico del flue gas
°⋅ Fft
Btu2
.
:µ Viscosidad del flue gas.
⋅ fthr
lb.
:k Conductividad térmica del flue gas
°⋅⋅ Ffthr
Btu.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 221
Fft
Btuho
°⋅=
⋅
⋅⋅=2
3
27,4
03,0
285,0085,0
87,213.1285,0012,0
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.
)( oft
efectivo AAEA
hoho +⋅⋅=
Donde.
:tA Área total por pie de tubo aleteado
ft
ft 2
.
:fA Área de la aleta pie de tubo
ft
ft 2
.
:0A Área del tubo liso
ft
ft 2
.
:E Eficiencia de la aleta.
La determinación del área total del tubo con aletas por pie de tubo, vendrá dedo por:
⋅+⋅
−⋅+
−⋅⋅= aletaespD
DDnnDA al
tuboalo
ft
alo
ft
altubot 24
122
π
03,15=Atft
ft 2
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 222
Tabla A-87 Determinación de la eficiencia de aleta
%87=EEficiencia
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 223
°⋅=+⋅⋅=
Fft
Btuhoefectivo 2
29,4)11,12,1487,0(03,15
7,4
Se determinará la resistencia total al flujo térmico Rt .
RoRwRiRt ++=
Donde.
:Ri Resistencia de la película interior del tubo 1
2
−
°⋅⋅ Ffthr
Btu.
:Ro Resistencia de película externa.
:Rw Resistencia del tubo liso.
1
2244,0
864,006,71
03,15−
°⋅⋅=
⋅=
⋅=
Ffthr
Btu
Aihi
AtRi
1
20256,0
864,013,680
03,15−
°⋅⋅=
⋅=
⋅=
Ffthr
Btu
Aihw
AtRw
1
2233,0
29,4
11−
°⋅⋅===
Ffthr
Btu
efectivohoRo
1
2503,0233,00256,0244,0−
°⋅⋅=++=
Ffthr
BtuRt
Luego el coeficiente global de transferencia de calor viene dado por.
°⋅⋅===
Ffthr
Btu
RtU
299,1
503,0
11
De la ecuación de diseño.
22 121,290.27,641.2442699,1
754.889.20mft
TU
QA
LMTD
conv ⇔=⋅
=∆⋅
=
Finalmente el número de tubos requerido en la zona convectiva será.
tubosA
An
ttubos 207,18
7,122
58,716.2⇒=== Reales
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 224
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, m2/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.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 225
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.
GNp+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.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 226
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].
ri: radio interno, mm.
Rm: Reflujo mínimo.
ro: 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
LNV : Volumen libre neto, m3
Vv: velocidad del viento,
w: factor acéntrico.
W: peso, [kg*m/s2]
w: factor acéntrico.
Anexo A Anexo Diseño de Equipos
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 227
X0: Composición de componente clave entrada de líquido.
Y1: Composición de componente clave a la salida del gas.
yb: Mitad de espesor de aleta, m.
YNp+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.
Anexo B Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 228
ANEXO B
Evaluación Económica
Anexo B Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 229
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
Anexo B Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 230
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 1833 0,043 35.000
J-3056 1491 0,0167 15.000
J-3057 12.000
Total 1.140.500
Total 2.281.000
Anexo B Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 231
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$2002
D-3001 Coke Drums 255.000 550.000
D-3002 Coke Drums 255.000 550.000
Total 1.100.000
Anexo B Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 232
Tabla B-7. Compresor de 2 Etapas
Equipo Descripción m3/s US$ 2002
J-3051 Compresor 2 etapas 6,9 1.500.000
Total 1.500.000
Tabla B-8. Horno Coker
Equipo Descripción kW US$ 2002
B-3001 Horno Coker 3.000.000
Total 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
Anexo B Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 233
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
Anexo B Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 234
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 Reflujo tope debutanizadora 15.000
J-3057 Fondo Debutanizadora 12.000
Total 1.140.500
Total pares de bombas 2.281.000
Anexo B Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 235
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
Anexo B Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 236
Tabla B-15. Compresor de 2 Etapas
Equipo Descripción US$
J-3051 Compresor 2 etapas 1.500.000
Total 1.500.000
Tabla B-16. Horno de Coker
Equipo Descripción US$ 2006
B-3001 Horno Coker 3.000.000
Total 3.000.000
Determinación de Interés y Amortización
Se utilizó método de cuotas iguales.
Periodo 0 1 2 3 4 5 Deuda 68.766.545 64.451.761 59.705.499 54.484.610 48.741.632 42.424.357 Amortización 4.314.784 4.746.262 5.220.889 5.742.978 6.317.275 Interés 6.876.655 6.445.176 5.970.550 5.448.461 4.874.163 Cuota 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439
Periodo 5 6 7 8 9 10 Deuda 42.424.357 35.475.354 27.831.451 19.423.158 10.174.035 0 Amortización 6.317.275 6.949.003 7.643.903 8.408.293 9.249.123 10.174.035 Interés 4.874.163 4.242.436 3.547.535 2.783.145 1.942.316 1.017.404 Cuota 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439
Anexo B Evaluación Económica
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 237
ANEXO C
Tablas y Gráficos de Apéndices.
Anexo C Tabla y gráficos de Apéndices.
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 238
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
Anexo C Tabla y gráficos de Apéndices.
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 239
Gráfico C-63: Factores de Fricción para lado tubo.
Gráfico C-64: Factores de fricción lado coraza.
Anexo C Tabla y gráficos de Apéndices.
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 240
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.
Anexo C Tabla y gráficos de Apéndices.
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 241
Tabla C-C-3: Datos de tubo para intercambiadores de calor.
Tabla C-C-4: Viscosidades de gases
Gráfico C-66: Viscosidades de gases.
Anexo C Tabla y gráficos de Apéndices.
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 242
Tabla C-C-5: Conductividades térmicas de gases y vapores
Gráfico C-67: Transferencia de calor y caída de presión en aletas transversales/ (a) Jameson (b) Gunter
and Shaw
Anexo C Tabla y gráficos de Apéndices.
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 243
Gráfico C-68: Eficiencia de aleta.
Gráfico C-69: Capacidad de inundación en una torre.
Anexo C Tabla y gráficos de Apéndices.
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 244
Gráfico 70: Correlación de Gilliland.
Anexo C Tabla y gráficos de Apéndices.
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 245
GLOSARIO
Glosario
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 246
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 2pg
lb
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.
Glosario
Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 247
Cutting: Corriente usada para disminuir la viscosidad del Fuel oil.
Blow down: Sistema de seguridad de evacuación de gases (son enviados a la antorcha)