FACULTAD DE INGENIERÍA QUÍMICA ESCUELA DE INGENIERÍA ...
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UNIVERSIDAD NACIONAL DE TRUJILLO
FACULTAD DE INGENIERÍA QUÍMICA
ESCUELA DE INGENIERÍA QUÍMICA
TITULO DE TESIS
REDISEÑO DEL TREN DE PRECALENTAMIENTO DE LA UNIDAD DE DESTILACIÓN PRIMARIA DE
REFINERÍA TALARA UTILIZANDO METODOLOGÍA PINCH.
TRABAJO DE INVESTIGACIÓN PARA OPTAR EL TITULO DE INGENIERO QUÍMICO
AUTORES:
Br. CHOTA CASTILLO YAN EDY
ASESOR:
DR. LUIS MONCADA ALBITRES
TRUJILLO -2014
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II
ÍNDICE
RESUMEN ........................................................................................................................ VI
1. INTRODUCCIÓN ........................................................................................................... 1
1.2 REALIDAD PROBLEMÁTICA ...................................................................................... 3
1.3 ANTECEDENTES ........................................................................................................ 4
1.4. MARCO TEÓRICO Y CONCEPTUAL ......................................................................... 7
1.5 PROBLEMA DE INVESTIGACIÓN ............................................................................ 15
1.6 HIPÓTESIS ................................................................................................................ 15
1.7 OBJETIVOS ............................................................................................................... 16
2. MATERIALES Y MÉTODO .......................................................................................... 17
2.1 CARACTERIZACIÓN DE LAS CORRIENTES DEL PROCESO. ............................ 17
2.2 BALANCE DE MASA Y ENERGIA DEL PROCESO. .............................................. 17
2.3 CONSTRUCCIÓN DE LA TABLA ALGORITMO. .................................................... 17
2.4 ANALISIS ENERGETICO DE LA RED DE PRECALENTAMIENTO. ...................... 17
2.5 REDISEÑO DEL TREN DE PRECALENTAMIENTO. ............................................. 18
2.6 SIMULACIÓN DEL REDISEÑO PROPUESTO. ...................................................... 18
2.7. EQUIPOS Y MATERIALES ................................................................................... 18
3. RESULTADOS Y DISCUSIONES ................................................................................ 19
3.1 CARACTERIZACIÓN DE LAS CORRIENTES DEL PROCESO ............................. 19
3.2 CURVA COMPUESTAS ......................................................................................... 24
3.3 GRAND CURVA COMPUESTA. ............................................................................ 25
3.4 CALOR TRANSFERIDO A TRAVÉS DEL PINCH. ................................................. 26
3.5 REDISEÑO ............................................................................................................ 29
4. CONCLUSIONES ........................................................................................................ 35
5. RECOMENDACIONES ................................................................................................ 36
6. REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS ............................................................................. 37
ANEXO 1 ......................................................................................................................... 39
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III
ÍNDICE DE FIGURAS Y TABLAS
FIGURAS
Figura 1. Primer tren de intercambio de calor de UDP. ...................................................... 9 Figura 2. Segundo tren de intercambio de calor de UDP. ................................................ 10 Figura 3. Columna de Destilación Primaria. ..................................................................... 11 Figura 4. Cuatro tipos de intercambio de calor a través del pinch. ................................... 13 Figura 5. Curva de Destilacion TBP a 1 atm de los productos de UDP; valores reales vs simulación. ....................................................................................................................... 20 Figura 6. Actual red de intercambio de calor de UDP en diagrama de rejilla. ................... 23 Figura 7. Curvas compuestas de las corrientes frías y calientes. ..................................... 24 Figura 8. Grand Curva compuesta de la red actual de intercambio de UDP. ................... 26 Figura 9. Identificación de los intercambiadores de calor en el punto pinch. .................... 28 Figura 10. División de cargas calóricas de cada corriente arriba y debajo del pinch. ....... 31 Figura 11. Rediseño propuesto del tren de precalentamiento de UDP. ............................ 32 Figura 12. Primer tren de calentamiento de UDP con el rediseño propuesto. .................. 33 Figura 13. Segundo tren de calentamiento de UDP con el rediseño propuesto................ 34
TABLAS
Tabla 1. Regla de para Delta Tmin . ................................................................................ 22 Tabla 2. Intercambiadores de calor principales en el punto pinch. ................................... 27 Tabla 3. Factores de conversión. ..................................................................................... 40 Tabla 4. Factores de emisiones. ...................................................................................... 41 Tabla 5. Factores para la estimación de un proyecto de capital fijo. ................................ 43
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IV
DEDICATORIA
Con todo mi cariño y mi amor para las personas que hicieron
todo en la vida para que yo pudiera lograr mis sueños, por
motivarme y darme la mano cuando sentía que el camino se
terminaba, a ustedes por siempre mi corazón y mi
agradecimiento.
Papá y mamá.
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V
AGRADECIMIENTO
A los ingenieros y operadores de Refinería Talara por su apoyo y consejos, por motivarme a
ser las cosas cada vez mejor y convertirme en una mejor persona y profesional.
A los docentes de la Universidad Nacional de Trujillo, por sus consejos y grandes lecciones.
A mi asesor el Dr. Luis Moncada Albitres, por su continuo apoyo, paciencia y orientación
durante mis estudios y el desarrollo del presente trabajo.
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VI
RESUMEN
El objetivo de esta tesis es investigar oportunidades para incrementar la eficiencia
energética del proceso de Refinería Talara, usando la metodología pinch. El
objetivo principal del proyecto es evaluar y proponer un rediseño de la actual red
de intercambio de calor de la Unidad de Destilación Primaria, UDP. Se caracterizó
las corrientes del proceso involucradas mediante los ensayos ASTM D86
obtenidos del laboratorio. La simulación del tren de precalentamiento se llevó a
cabo con el software CHEMCAD 6.5. Los resultados mostraron que es posible
obtener ahorros de 1,25 millones de dólares al año con el rediseño propuesto, con
un tiempo de recuperación de la inversión menor a 6 meses y disminuyendo en
12,400 TM/año las emisiones de gases de efecto invernadero debido a la
reducción en el consumo de combustible.
Palabras clave: rediseño de redes de intercambio de calor, metodología pinch,
refinería de petróleo.
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VII
ABSTRACT
The objective of this thesis is to investigate opportunities to increase process
energy efficiency at Talara Refinery, using pinch methodology. The main aim of the
project is to evaluate and propose a retrofit of the existing heat exchanger network
of crude oil distillation unit, CDU. The process stream involved was characterized
by the ASTM D86 tests obtained from the laboratory. The preheat train simulation
was performed with CHEMCAD 6.5 software. The results showed that it is possible
to obtain savings of $ 1.25 million per year with the proposed retrofit, with a
payback period of less than 6 months and decrease by 12.400 tonnes/yr the
emissions of greenhouse gases due to reduced fuel demand.
Keywords: retrofit of heat exchange networks, pinch methodology, crude oil
refinery.
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1. INTRODUCCIÓN
La globalización y sus consecuencias han llevado a aumentar las preocupaciones
en competitividad entre las empresas. Por lo tanto para seguir siendo empresas
competitivas tienen que producir bienes y servicios a precios asequibles para los
consumidores con costos de producción mínimos. La operación de refinerías y
plantas petroquímicas son en ambos casos operaciones intensivas de capital y
energía. La integración de procesos asegura una mejora continua en el consumo
de energía y operación de la planta. [1].
El calentamiento global causado por las emisiones de gases de efecto invernadero
tales como dióxido de carbono, es un tema ambiental frecuentemente discutido
hoy en día. Resultando en políticas que proveen claros incentivos para que la
industria reduzca el consumo de combustibles fósiles y consecuentemente evite
las principales emisiones causantes del cambio climático [2].
La eficiencia energética es una de las muchas maneras de reducir los problemas
de la liberación de más gases de efecto invernadero a la atmósfera. El potencial
de ahorro de energía debido a las medidas de eficiencia energética puede ser
grande en los procesos industriales, especialmente en las empresas de energía
intensiva, tales como la industria de refino (Sundlof, 2002). El aumento de la
eficiencia energética reducirá la necesidad de quemar combustibles fósiles para
proporcionar calor para plantas industriales y en consecuencia las emisiones de
dióxido de carbono también disminuirán. Por lo tanto, la cuestión del cambio
climático, junto con la preocupación por el agotamiento de las reservas de
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combustibles fósiles proporciona incentivos para investigar acerca de la eficiencia
energética [2].
El aumento de la eficiencia energética también proporciona beneficios económicos
ya que la reducción en el uso de servicios auxiliares implica la reducción en costos
de combustible. El precio de los combustibles fósiles está aumentando y se prevé
que seguirá en aumento, lo que motiva, además, en la reducción del consumo de
combustibles. También se espera que los impuestos y otros costos asociados con
las emisiones de dióxido de carbono aumenten a medida que se implementan las
políticas para frenar el calentamiento global [2].
Hacia finales de los años setenta, la necesidad de ahorro de energía, dio como
resultado un incremento de los estudios encaminados a desarrollar y aplicar
nuevos modelos para el uso eficiente de la energía. Se encontró que al realizar un
balance de energía cuidadoso a un grupo de corrientes frías y calientes
pertenecientes a un proceso y expresar gráficamente dicho balance, existe una
región critica en la transferencia de calor que divide el proceso en dos áreas de
características definidas. A esa región particular se le dio el nombre con el que se
conoce actualmente, que es el punto de pliegue o por su nombre en inglés "pinch"
[3].
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1.2 REALIDAD PROBLEMÁTICA
El incremento en los precios de la energía, las limitaciones de capital, los recursos
humanos y la incertidumbre del suministro de energía, han hecho que los estudios
integrales de energía sean una estrategia de gran importancia para la división
industrial ya que permiten optimizar el consumo de energía y reducir al mínimo los
costos de operación, incrementando el nivel de competitividad de las empresas y
además de reducir indirectamente la emisión de gases de efecto invernadero al
medio ambiente ya que se minimiza el uso de combustibles.
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1.3 ANTECEDENTES
Kenneth K. Dagde y Beabu Kiasira aplicaron técnicas de integración energética
para monitorear los datos de planta de una refinería, Port Harcourt - Nigeria, con la
finalidad de rediseñar la sección de precalentamiento de la Unidad de Destilación
Primaria. El rediseño mostro una reducción de 14% en el costo total, con cerca de
55.37% y 91.22% de reducción en el costo de servicios de enfriamiento y
calentamiento respectivamente. Mediante la reducción de algunas unidades de
intercambio se logró además una reducción del 16.57% y 2.74% en costos de
operación y costos de capital respectivamente [1].
En un estudio realizado en la Refinería Nynas AB, Suecia, se encontró que
aplicando la tecnología pinch, con la finalidad de investigar oportunidades para
incrementar la eficiencia energética, se pudo reducir la demanda energética del
horno en 24% y reducir en 55% de las restricciones del pinch. Además de
disminuir las emisiones de CO2 en 7,000 toneladas/año debido a la reducción de
la demanda de combustible [2].
Un estudio de optimización de eficiencia energética usando la tecnología Pinch en
una refinería en los estados unidos, Warren- Pensilvania mostro que se podría
lograr ahorros de 1.4 millones de dólares anuales mediante la reducción del
consumo de vapor de la Refinería (50,000 lb/h) [4].
Una investigación realizada utilizando la integración energética mediante el
rediseño de la red de intercambio de calor, de la sección de precalentamiento de
una Unidad de Destilación Primaria de una Refinería en Bangchak de la empresa
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Petroleum Public Company Limited, utilizando un programa de rediseño y un
modelo matemático de programación mostro que se puede conseguir un
considerable ahorro de energía de 41.2 % y el diseño óptimo de la red presento un
Valor Presente Neto (VPN) aproximado de $ 14. 0 millones de dólares [5].
Una análisis energético realizado en la planta de Craqueo Catalítico de la
Refinería de Cartagena, mostro un gran potencial de ahorro en los costos de
operación, los beneficios se estiman en 770,000 $US/año incluyendo la
generación de 6800 lb/h de vapor y la reducción en los consumos energéticos
representados en agua y vapor de media presión, con una inversión de 400, 000
$US y un tiempo de retorno de la inversión de solo 6 meses [6].
En un estudio simultaneo realizado a una columna de destilación de petróleo y su
red de intercambio de calor, mostro que existía un gran potencial para reducir el
consumo de energía y aumentar la capacidad de la unidad con una mínima
inversión de capital. Se obtuvo una disminución del consumo de energía de 22% y
un ahorro de 6, 300, 000 $US/año. La columna de destilación optimizada tiene un
incremento de capacidad de 20% y requiere 94.8 MW de calentamiento. Los
ahorros en el costo de operación son de 1, 900,000 $US/año, relativo al caso
base, con un tiempo de recuperación de la inversión menor de 1 año [7].
Realizando una modificación del tren de precalentamiento de la Unidad de
Destilación de Petróleo de una refinería de Irak basado en la tecnología pinch, se
logró importantes resultados como disminuir el consumo energético del horno en
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9,855 KW, ahorrando 820, 000 $US/año y reduciendo la emisión de gases de
efecto invernadero en 20, 000 toneladas por año [8].
Los resultados encontrados en estudio de integración energética de todas las
unidades de una refinería de petróleo, con la finalidad de incorporar un alto grado
de recuperación de energía, mostro un potencial ahorro de 16% en el consumo de
energía. El rediseño propuesto tiene un tiempo de recuperación de la inversión de
2 años [9].
Utilizando la tecnología pinch y el método MIND (método para análisis de sistemas
energéticos) se realizó un análisis de una Refinería en Suecia y los resultados
muestran que el consumo de vapor puede ser reducido 20% en una red de
intercambio de calor optimizada [10].
Los métodos usados en el diseño de intercambiadores de calor basados en la
tecnología pinch se aplicaron, utilizando una tabla algoritmo mejorada, a una tren
de precalentamiento en una refinería de petróleo en Izmit – Turquía. Una inversión
de 3, 576,627 $US fue necesaria y el tiempo de recuperación de la inversión fue
de solo 1.7 años [11].
Utilizando la tecnología pinch se analizó la red de intercambio de calor de la
Unidad de Destilación de la Refinería Fushun- China, con la finalidad de reducir el
consumo de energía. El rediseño optimo encontrado de la red de intercambio
muestra que se puede ahorrar 664.5 toneladas de combustible estándar por año,
con una inversión para la instalación de nuevas tuberías con un tiempo de
recuperación de la inversión menor de 6 meses [12].
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1.4. MARCO TEÓRICO Y CONCEPTUAL
1.4.1 DESCRIPCION DEL PROCESO [15].
El estudio se enfocó en la Unidad de Destilación Primaria de la refinería Talara, la
cual consiste en dos trenes de intercambiadores de calor, un horno atmosférico y
una columna de destilación.
El crudo pasa a través de una serie de intercambiadores de calor cuyo objetivo es
aumentar la temperatura del crudo hasta 260 °F - 300 °F, con la cual ingresa a la
desaladora. Se utiliza el calor de las corrientes de la columna de destilación para
calentar el crudo (Turbo A-1, Diésel, Reflujo Intermedio, Reflujo de Fondos) con la
finalidad de optimizar el consumo energético de la Refinería.
El crudo precalentado se mezcla con agua para formar una emulsión con el objeto
de asegurar una mezcla homogénea y permitir que exista un contacto íntimo del
agua con las sales que se encuentran en el petróleo. La emulsión formada ingresa
a la desaladora por la parte inferior y se distribuye a través de todo el equipo,
permitiendo un tiempo de residencia adecuado para la remoción de las sales.
El crudo proveniente de la desaladora ingresa al segundo tren de intercambio de
calor, donde principalmente las corrientes que intercambian el calor con el crudo
son el reflujo de fondos y el crudo reducido de la columna de destilación,
aumentando la temperatura del crudo a 430 °F. El crudo entonces es dirigido al
horno donde incrementa su temperatura hasta 630 °F – 670 °F dependiendo del
tipo de crudo y las características de los productos deseados. La temperatura de
salida del horno se controla con el flujo de gas combustible a los quemadores.
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La columna de destilación T-101 cuenta con 38 platos y tres secciones de
diferentes diámetros. La sección superior y la del centro fraccionan destilados y la
sección inferior despoja el crudo reducido.
Por el tope de la columna T-101, a través de la línea de vapores, fluyen, la nafta
liviana y los gases al acumulador D-101, pasando antes por los condensares de
tope. Para combatir la corrosión se inyecta amina neutralizante que reacciona con
los ácidos formados por la hidrolisis de las sales remanentes en el petróleo y
también se agrega amina fílmica para formar una película protectora que no
permita el contacto entre los ácidos formados y las paredes de la columna.
En el acumulador D-101 se separan tres fases, el gas no condensable que es
enviado a la unidad de Recuperación de Gases, la nafta liviana que parte de ella
es enviada como reflujo al tope de la columna T-101 y la otra parte hacia la planta
de tratamientos y el agua en el fondo del acumulador es envida hacia el drenaje o
al tanque de almacenamiento de agua para desalado.
El primer corte lateral de la columna se extrae del plato N° 15, que es de
extracción total. Este corte denominado “Nafta Pesada” es despojado con vapor
sobrecalentado en el despojador T-102A para eliminar la mayor cantidad de
hidrocarburos volátiles. La nafta pesada entonces es enviada a la Planta de
Tratamientos.
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E-106
E-107A/B/C
E-104D/C/B/A
E-105B/A
E-113A E-108D
E-115A/B E-108B
E-110
TA1 T-101 PA1 T-101
Crude oil
306°F
140°F
80°F
174°F
184°F
290°F
108°F 172°F
TRATAMIENTO T-101
E-111A/B/C
RF from E-108A
Reduce crude
RF from E-108C
DIESEL from T-101
DIESEL to storage
198°F
417°F
335°F
308°F
389°F
289°F
355°F 304°F
380°F
528°F
129°F
330°F
218°F 278°F
CR from E-114E/D
208°F 323°F
DesalterTo T-101
55,772 BSPD
172°F
50%
50%
10,611 BSPD 41,500 BSPD
12,522 BSPD
23,500 BSPD
23,500 BSPD
23,600 BSPD
Figura 1. Primer tren de intercambio de calor de UDP.
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10
E-108A
E-108C
E-116F
E-112
E-114E/D E-116D/E E-114A
E-114C/B E-116A/B/C
251°F
T-101
306°F
297°F
343°F 584°F
392°F
420°F
402°F313°F 338°F
372°F
430°F
518°F
614°F
315°F 340°F 428°F
335°F
Fired Heater B
Fired heater A
Crude oil from Desalter
To E-115A/B
431°F
380°F
389°F
47,000 BSPD
55,772 BSPD
50%
50%
50%
50%
26,300 BSPD
Figura 2. Segundo tren de intercambio de calor de UDP.
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11
E-111
E-110
E-108
E-109
E-112
E-116
Acid water
NL
Gases to URG
NP
TA-1
Diesel
Reduce crude
Steam 150 psig
Steam 600 psig
Cooling water
18
16
18
24
25
15
23
30
Fired heater
430 °F 665 °F, 20 psig35
38
210 °F 160 °F
V-3
V-4
V-5
Stripper
Stripper
Stripper
630 °F
RR =2
11 psig
3.5 psig3 psig
V-7
V-6
V-8
V-9
PA -2
PA-1
T-101
431 °F
323 °F
290 °F
184 °F
6,831 BSPD
6,831 BSPD
1,700 BSPD
10,611 BSPD
12,522 BSPD
23,600 BSPD
6,500 lb/hr
5,500 lb/hr
55,772 BSPD
P-20
Figura 3. Columna de Destilación Primaria.
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El reflujo intermedio sale del plato N° 18 y es recirculado a través de los
intercambiadores de calor para calentar el crudo, regresando al plato N° 16 y de
esta manera se controla el perfil de temperatura en la columna.
El segundo corte lateral se extrae del plato N° 23 y es denominado Turbo A-1 o
DPM dependiendo de las condiciones de operación de la columna. El producto es
despojando con vapor y es retirado para ser enviado a la Planta de Tratamiento
Caustico, donde se eliminan la mayor cantidad de mercaptanos.
El reflujo de fondos sale del plato N° 25 y es recirculado a través de
intercambiadores de calor y el enfriador, en el caso de ser necesario, regresando
al plato N° 24 de la columna. Mediante el reflujo de fondos se controla la
temperatura de los platos N° 23 y 30.
El tercer corte lateral de la columna se extrae del plato N° 30 y es denominado
“Diésel” que es despojado con vapor en el despojador T-102C. El producto es
enviado a través de intercambiadores de calor y luego hacia los tanques de la
Refinería para su almacenamiento.
El crudo Reducido es despojado con vapor sobrecalentado en los platos N° 35 al
N° 38, situados en el fondo de la torre. Una parte del Crudo Reducido es enviado a
la Unidad de Destilación al Vacío y la otra a los tanques de almacenamiento de la
Refinería para su posterior procesamiento en la Unidad de Craqueo Catalítico [15]
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1.4.2 ANALISIS PINCH
Identificación del calor transferido a través del pinch.
Para determinar la cantidad de calor transferido a través del pinch en la actual red
de intercambio de calor se compara las temperaturas de las corrientes calientes y
frías con sus respectivas temperaturas pinch. Todos los posibles escenarios para
este proceso se muestran en la Figura 1. Note que la línea punteada en cada caso
denota la ubicación del punto pinch y este puede ser asociado con la diferencia de
temperatura. Donde Tp y tp corresponden a la temperatura pinch para la corriente
caliente y fría, respectivamente. Para la corriente fría la temperatura se incrementa
desde ts hasta tt mientras que la temperatura de la corriente caliente disminuye
desde Ts hasta Tt [13].
(a)
(b)
(c)
(d)
(a)
tp
tt ts
Tp
TtTs
tp
Tp
tp
Tp
tp
Tp
tt tstt
tt ts
TtTsTtTs
TtTs
Figura 4. Cuatro tipos de intercambio de calor a través del pinch.
Es obvio que todo el calor en el intercambiador de calor de la Figura 1.4 (a) está
siendo transferido a través del pinch, esto es debido a que la menor temperatura
de la corriente caliente está arriba del pinch mientras que la mayor temperatura de
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la corriente fría está por debajo de pinch. Para el resto de los tres escenarios, solo
una parte del calor es transferido a través del pinch y la cantidad exacta de calor
que se transfiere a través del pinch puede ser calculada mediante las siguientes
formulas:
Donde Qp denota el calor transferido a través del pinch, y FCph y FCpc
representan el flujo de capacidad calorífica de las corrientes calientes y frías,
respectivamente [14].
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1.5 PROBLEMA DE INVESTIGACIÓN
¿Cuál es el rediseño óptimo de la actual red de precalentamiento de la Unidad de
Destilación Primaria que permita disminuir el consumo energético del horno y a la
vez garantice el retorno de la inversión a corto plazo?
1.6 HIPÓTESIS
Realizando un análisis energético del tren de precalentamiento de la Unidad
de Destilación Primaria se encontrará un gran potencial de ahorro
energético que posibilite obtener un rediseño óptimo del tren de
precalentamiento que reduzca el consumo energético del horno y a la vez
garantice el retorno de la inversión a corto plazo.
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1.7 OBJETIVOS
Objetivo general
Determinar el ahorro potencial de consumo energía que presenta la actual
red de intercambio de calor de la Unidad de Destilación Primaria y
proponer mejoras para su aprovechamiento utilizando la metodología
Pinch.
Objetivos específicos
Determinar el número de intercambiadores de calor que se encuentran
dentro de la zona Pinch y la cantidad de calor no aprovechada
eficientemente.
Evaluar el rediseño óptimo de la actual red de precalentamiento de la
Unidad de Destilación Primaria con la finalidad de reducir el consumo de
energía del horno.
Proponer un rediseño de la red de intercambio de calor actual que posibilite
trabajar a una carga máxima de 65, 000 Bbls/día utilizando la mayor
cantidad de intercambiadores disponibles.
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2. MATERIALES Y MÉTODO
2.1 CARACTERIZACIÓN DE LAS CORRIENTES DEL PROCESO.
Se extraen todos los datos necesarios para caracterizar las corrientes de
proceso mediante la observación en campo de las variables operativas
como Temperatura, Presión, Flujo, Calidades, etc.
Se caracterizan todas las corrientes de proceso involucradas en la Unidad
de Destilación Primaria mediante la utilización de un software de Simulación
de Procesos Químicos (CHEMCAD 6.5) junto con los datos de laboratorio o
curvas de destilación ASTM D86.
2.2 BALANCE DE MASA Y ENERGIA DEL PROCESO.
Se realiza una simulación de la Unidad de Destilación Primaria para ajustar
las características de los productos a sus valores reales y hacer el balance
de materia y energía, principalmente para determinar las propiedades de
los reflujos intermedios y de fondos, respectivamente ya que no se cuentan
con datos de laboratorio para caracterizar dichas corrientes.
2.3 CONSTRUCCIÓN DE LA TABLA ALGORITMO. Se hace uso de la metodología Pinch y se construye las curvas compuestas
y la curva compuesta Grand mediante el software de simulación de
procesos químicos CHEMCAD 6.5.
2.4 ANALISIS ENERGETICO DE LA RED DE PRECALENTAMIENTO. Se calcula la eficiencia de la actual red de intercambio de calor y el Horno.
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Se analiza y evalúa el potencial de optimización energética del proceso de
intercambio de calor entre todas las corrientes involucradas.
Se busca la diferencia de temperatura mínima de la red de intercambio de
calor que optimice el costo de inversión y el consumo de energía
2.5 REDISEÑO DEL TREN DE PRECALENTAMIENTO. Se propone un re-diseño de la actual red de intercambio de calor así como
se calcula el monto de inversión, el ahorro anual y el tiempo de
recuperación de la inversión.
2.6 SIMULACIÓN DEL REDISEÑO PROPUESTO. Se proponen mejoras para reducir los costos operativos en la Unidad de
Destilación Primaria mediante la integración energética del proceso y el
análisis de las diferentes corridas para garantizar la flexibilidad de la
operación para futuras modificaciones de capacidad utilizando la simulación
de procesos CHEMCAD 6.5.
2.7. EQUIPOS Y MATERIALES Una computadora portátil o de escritorio.
Libros, Manuales y Revistas de Ingeniería Química e Integración
energética.
Software de Simulación de Procesos Químicos (CHEMCAD 6.5)
Útiles de escritorio.
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3. RESULTADOS Y DISCUSIONES
Este capítulo presenta los resultados encontrados después de realizar el análisis
de integración energético del tren de precalentamiento de la Unidad de Destilación
Primaria. Se presenta las curvas compuestas y Grand Curva Compuesta de las
corrientes de proceso involucradas en el análisis. Se determina la cantidad de
energía óptima de la actual red de intercambio de calor. La red existente fue
analizada y se identificaron los intercambiadores de calor que están transfiriendo
calor a través del pinch. En base a estos resultados se propone un rediseño de la
red de intercambio actual.
3.1 CARACTERIZACIÓN DE LAS CORRIENTES DEL PROCESO
Antes de proceder con el análisis de integración de calor de la Unidad de
Destilación Primaria, utilizando la metodología pinch, se realizó la simulación en
estado estacionario de la columna de destilación UDP en el software CHEMCAD
6.5 con la finalidad de poder caracterizar las corrientes de reflujo intermedio y
reflujo de fondos, ya que no se contaba con datos de laboratorio para dichas
corrientes. Se compararon los resultados obtenidos de la simulación con los datos
reales de planta mediante las curvas TBP a 1 atm de los cortes más cercanos a
estas corrientes, los resultados se muestran en la Figura 5.
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Figura 5. Curva de Destilacion TBP a 1 atm de los productos de UDP; valores reales vs simulación.
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En la Figura 5, se observa que los valores de la simulación se ajustan
adecuadamente a los datos extraídos de planta para los productos tales como el
Turbo A1, Diésel y Residuo de UDP. Mientras que los valores de las curvas TBP a
1 atm de Nafta Liviana y Nafta Pesada tienen una ligera desviación, debido que
para caracterizar estos cortes el rango de temperatura es demasiado pequeño y la
generación de seudocomponentes es limitada. La finalidad de la simulación radica
en poder determinar la características y propiedades físicas del reflujo intermedio y
reflujo fondos, los valores obtenidos en la simulación para estas corrientes se
asume con son cercanos a los reales, debido a que los cortes próximos a cada
reflujo tienen valores muy parecidos a los de laboratorio (Curvas TBP a 1 atm).
En base a la caracterización de los productos y de la carga, estos datos se utilizan
para simular ambos trenes de precalentamiento, en el software de simulación
CHEMCAD 6.5, en función de las temperaturas de entrada y salida de cada
intercambiador de calor y los flujos volumétricos de las corrientes involucradas del
proceso.
Los valores mínimos de consumo de energía objetivos son calculados en base a
un valor elegido para el Delta Tmín. Este parámetro refleja la relación entre la
inversión de capital (el cual generalmente se incrementa a menor Delta Tmín) y los
costos de energía (los cuales disminuyen a menor Delta Tmín). Es posible
explorar y realizar un análisis económico entre estas dos variables y obtener la
Delta Tmín optima, pero en la práctica raramente se utiliza, en su lugar, los valores
de las reglas de oro para Delta Tmín que optimiza esa relación para diferentes
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clases de procesos, puede ser aplicada, en el mayor de los casos con un alto nivel
de confiabilidad. [14].
Tabla 1. Regla para Delta Tmin [14].
Tipo de transferencia de calor Rango Delta Tmin Corrientes de proceso y otras corrientes de proceso 50 - 70 °F Corrientes de proceso y vapor 15 - 35 °F Corrientes de procesos y agua de enfriamiento 10 - 35 °F
Se utiliza como servicios auxiliares de calentamiento y enfriamiento un horno de
gas natural y agua de enfriamiento, respectivamente. El consumo de energía
actual de la Unidad de Destilación Primaria principalmente se debe al consumo de
gas natural en el horno que está en el orden de 34,150 KW y el gasto de agua de
enfriamiento es de 7, 172 KW.
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TA1
DIESEL
RI
RF1
Reduce crude
RF2
Crude Oil 1
Crude oil 2
E-116F
Fired heater
E-114A E-116ABC E-114CB E-112 E-116 DE E-114 ED
E-108C
E-108A
E-108D
E-108B
E-110 E-113A
E-115AB
E-106
E-104 DCBA
Figura 6. Actual red de intercambio de calor de UDP en diagrama de rejilla.
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3.2 CURVA COMPUESTAS
Se seleccionó para este estudio una Delta Tmín = 60 °F de acuerdo al tipo de
proceso, en este caso una refinería de petróleo. Como el Cp de las corrientes de
proceso varia con la temperatura, las curvas compuestas de las corrientes se
generó en el software CHEMCAD 6.5 ya que permite graficar dichas curvas
considerando las variaciones de Cp con la temperatura. Las curvas compuestas
se muestran en la Figura 7.
Figura 7. Curvas compuestas de las corrientes frías y calientes.
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Como se observa en la Figura 7, el punto pinch se localiza donde la distancia
vertical entre las curvas compuestas de calentamiento y enfriamiento es mínima.
Con el valor de Delta Tmín elegido de 60 °F, la temperatura pinch del sistema es
369 °F para las corrientes de procesos frías y 429 °F para las corrientes de
proceso calientes, respetivamente.
Las curvas compuestas muestran que el proceso tiene una demanda mínima de
calentamiento de 27,754 KW y una demanda mínima de enfriamiento de 776 KW.
Observando la diferencia entre los valores de la demanda energética mínima con
los actuales es posible establecer un potencial ahorro de 6396 KW.
3.3 GRAND CURVA COMPUESTA.
La Grand curva compuesta permite observar el flujo de energía en el proceso para
un diseño con la máxima recuperación de calor, además de tener un panorama
general sobre el requerimiento de servicios auxiliares así como identificar las
posibles limitaciones del rediseño de la red de intercambio de calor. Como se
puede observar en la Figura 8, la temperatura pinch del sistema es representado
acá a 369°F. Se observa que principalmente existe una gran demanda de
calentamiento en el sistema por encima de los 430 °F. En el sistema solo se
identifica un solo punto pinch, por lo tanto el rediseño de actual red de intercambio
de calor tiene un gran potencial de ahorro y no hay limitaciones con respecto al
pinch.
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Figura 8. Grand Curva compuesta de la red actual de intercambio de UDP.
3.4 CALOR TRANSFERIDO A TRAVÉS DEL PINCH.
El calor total transferido a través del punto pinch es de 6396 KW, este valor puede
ser calculado mediante la diferencia entre las temperaturas de las corrientes
calientes y frías con las respectivas temperaturas pinch. Los resultados de los tres
intercambiadores principales que se encuentran intercambiando calor a través del
pinch se muestran en la Tabla 2.
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Tabla 2. Intercambiadores de calor principales en el punto pinch.
ID del Intercambiador Calor transferido en el pinch (KW)
E-110 2978
E-116 A/B/C 1900
E-114 A 1301
TOTAL 6179
La transferencia de calor a través del pinch se produce principalmente en el
intercambiador de calor E-110, E-114 A y E-116 A/B/C.
Existe una pequeña cantidad de calor transferido a través del pinch en los
intercambiadores E-108 A y E-108 C, con una transferencia total de 217 KW. La
cantidad de calor es pequeña comparado con las otras corrientes del proceso así
que probablemente no será económicamente factible considerarlo el rediseño de
la red de calor. Los intercambiares de calor que están transfiriendo calor a través
del pinch se identifican en la siguiente figura.
El intercambiador E-110 corresponde al 47 % del calor transferido a través del
punto pinch, los intercambiadores de calor E-116 A/B/C representan el 30% de la
transferencia a través del punto pinch y el intercambiador E-114 A representa el
20% del calor total en el punto pinch. Mientras que los intercambiadores E-108 A y
E-108 C solo reprendan el 3% de la transferencia total y por esta razón no fueron
considerados en el análisis.
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TA1
DIESEL
RI
RF1
Reduce crude
RF2
Crude Oil 1
Crude oil 2
E-116F
Fired heater
E-114CB E-112 E-116 DE E-114 ED
E-108C
E-108A
E-108D
E-108B
E-113A
E-115AB
E-106
E-104 DCBA
E-114A E-116ABC
E-110
306 °F 175 °F 140 °F
620KW
2566KW
290 °F 209 °F 184 °F
1770KW
6225KW
80 °F108 °F
172 °F
431 °F
431 °F
380 °F
389 °F
355 °F
389 °F
3131KW
2607KW
1499KW
5862KW
218 °F278 °F304 °F
184 °F304 °F 172 °F
528 °F 417 °F 129 °F330 °F
4782KW
2390KW3302KW
614 °F 584 °F 518°F 420 °F
392 °F 372 °F 343 °F
335 °F 308 °F
251 °F306°F313 °F338 °F402 °F430 °F
428 °F 340 °F 315 °F 297 °F 251 °F
3984KW
5548KW 1495KW 1054KW
1492KW 411KW
1335KW
1816KW34150KW
Figura 9. Identificación de los intercambiadores de calor en el punto pinch.
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3.5 REDISEÑO
Para el rediseño de la actual red de intercambiadores de calor se utilizó una
metodología basada en el estudio de las restricciones del pinch elaborado por
Bao-Hong Li y Chuei-Tin Chang [13].
Una vez determinada las temperaturas pinch de las corrientes calientes y frías, el
calor transferido a través del pinch y los intercambiadores de calor involucrados.
Se divide las cargas de calor para cada corriente para ambos lados del pinch,
sobre el punto pinch y debajo del punto pinch como se muestra en la Figura 10.
Una vez divido las cargas para cada corriente, estas se agrupan con la finalidad
de emparejarlas con las cargas correspondientes siempre y cuando se cumplan
las reglas de oro del análisis pinch. Para evitar divisiones extras de las corrientes
por debajo del pinch, las cargas próximas al pinch se trasladan lo más lejos de
este punto y de esa manera se pueden emparejar adecuadamente.
Para las corrientes por encima del pinch se decidió emparejar la corriente de
Diésel y la corriente de Crudo Desalado, con un intercambio máximo de calor de
2978 KW. La corriente de Crudo Reducido intercambiara calor con la corriente de
Crudo Desalado en los intercambiadores E-114 A y E-116 A/B/C, intercambiando
un calor total de 9053 KW con la finalidad de re-utilizar estos intercambiadores de
calor. Una vez efectuado en balance de energía para las corrientes encima del
punto pinch se encuentra que la temperatura final del Crudo antes del Horno se
incrementa de 430 °F hasta 475 °F. Existiendo un incremento de temperatura de
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35 °F que corresponderá a una disminución en el consumo de Gas Natural en el
Horno de UDP.
Para las corrientes debajo del punto pinch se aplicó un procedimiento similar con
la finalidad de emparejar las cargas calientes con las cargas frías. Se trasladaron
las cargas cercanas al pinch hacia el extremo de las corrientes de Crudo Desalado
y se procedió a emparejar estas cargas con las corrientes de Diésel (ER-101) y
Reflujo intermedio (ER-102), respectivamente.
Para completar la carga calórica de la corriente de Crudo antes de la desaladora
esta corriente se emparejo con la corriente de Crudo Reducido, intercambiándose
un calor total de 1188 KW.
Después del rediseño de la red de intercambio de calor se observa que los
requerimientos de servicios auxiliares de calentamiento y enfriamiento son 27972
KW y 1696 KW, respectivamente. El calor ahorrado en el horno de UDP es de
6178 KW. Respecto al requerimiento de agua de enfriamiento de 1696 KW, esta
cantidad de calor se explica por la cantidad adicional de calor que suministra la
corriente de Crudo Reducido de 700 KW aproximadamente con la finalidad de
cumplir con las restricciones del pinch.
El rediseño propuesto permite un ahorro de US$ 1.25 millones de dólares por año.
El tiempo de recuperación de la inversión es de solo 4 meses. El rediseño
propuesto del tren de precalentamiento de UDP permite además disminuir las
emisiones de gases de efecto invernadero en 12, 400 TM por año.
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TA1
DIESEL
RI
RF1
Reduce crude
RF2
Crude Oil 1
Crude oil 2
E-116F
Fired heater
E-114CB E-112 E-116 DE E-114 ED
E-108C
E-108A
E-108D
E-108B
E-113A
E-115AB
E-106
E-104 DCBA
E-114A E-116ABC
E-110
306 °F 175 °F 140 °F
620KW
2566KW
290 °F 209 °F 184 °F
1770KW
6225KW
80 °F108 °F
172 °F
431 °F
431 °F
380 °F
389 °F
355 °F
389 °F
3131KW
2607KW
1499KW
5862KW
218 °F278 °F304 °F
184 °F304 °F 172 °F
528 °F 417 °F 129 °F330 °F
4782KW
2390KW3302KW
614 °F 584 °F 518°F 420 °F
392 °F 372 °F 343 °F
335 °F 308 °F
251 °F306°F313 °F338 °F402 °F430 °F
428 °F 340 °F 315 °F 297 °F 251 °F
1900KW
1780KW 1495KW 1054KW
1492KW 411KW
1335KW
1816KW34150KW
324KW2978KW
3984KW 479KW5069KW
2084KW
3768KW
429 °F
369 °F
Figura 10. División de cargas calóricas de cada corriente arriba y debajo del pinch.
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DIESEL
RI
Reduce crude
RF2
Crude Oil 1
Crude oil 2
E-116F E-114CB E-112 E-116 DE
E-108C
E-108A
E-108D
E-108B
E-113A
E-115AB
E-106
E-104 DCBA
E-114A E-116ABC
ER-104
306 °F 175 °F 140 °F
620KW
2566KW
290 °F 194 °F
6225KW
80 °F108 °F
172 °F
431 °F
380 °F
390 °F
356 °F
278 °F
3179KW
2570KW
1499KW
5862KW
240 °F278 °F304 °F
198 °F304 °F 172 °F
528°F 360 °F 129 °F279 °F
2390KW2119KW
614°F 584°F 518°F 399°F 380°F 344°F 293 °F
285 °F317 °F 251 °F416°F444°F
505°F 270 °F343 °F 326 °F 251 °F
1915KW
1070KW1597KW 1023KW
1864KW
1335KW
1861KW27972KW
5011KW
2078KW
3997KW
429 °F
369°F
431°F
475°F655°F
276 °F
178 °F
218 °F
1188KW
343 °F 316 °F
1076KW
ER-101
E-110ER-102
ER-103
RF1431 °F
701KW
Figura 11. Rediseño propuesto del tren de precalentamiento de UDP.
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E-106
E-107 A/B/C
E-114 D/C/B/A E-113A E-108D
E-115A/B E-108B
E-110
TA1 T-101 RI T-101
CRUDO
306°F
140°F
80°F
187°F 194°F
268°F
108°F 172°F
TRATAMIENTO T-101
E-166
T-101
RF DEL E-108A
CRUDO REDUCIDO A
VACIO
RF DEL E-108C
DIESEL T-101
DIESEL TANQUES
198°F
279°F
343°F
292°F
380°F
278°F
356°F 304°F
381°F
360°F
129°F
316°F
218°F 278°F
CR DEL E-114E/D
ER-101
240°F
178°F
E-105B/A
184°F
Figura 12. Primer tren de calentamiento de UDP con el rediseño propuesto.
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E-108A
E-116F
E-112
E-116E/D ER-104
E-114C/B E-114A
251°F
317°F
380°F
528°F
399°F
500°F
416°F369°F
380°F
444°F
584°F
614°F
343°F 369°F 505°F
343°F
Fired Heater B
Fired heater A
Crudo desalado
To E-115A/B
431°F
381°F
389°F
47,000 BSPD
55,772 BSPD
50%
50%
50%
26,300 BSPDER-102
ER-103
E-116A/B/C
429°F
429°F
360°F
285°F
270°F 326°F
431°F
Diesel de T-101
Reflujo de fondos de T-101
Reflujo intermedio de T-101
To E-115A/B
Crudo reducido de T-101
290°F
276°FA Intercambiadores E-114 D/C/B/A
E-108C
Figura 13. Segundo tren de calentamiento de UDP con el rediseño propuesto.
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4. CONCLUSIONES
El número de intercambiadores que están transfiriendo calor a través del
pinch son 4 principalmente y una cantidad total de calor de 6396 KW está
siendo transferida a través del punto pinch.
El rediseño óptimo de la actual red de intercambio de calor de la Unidad de
Destilación Primaria, posibilita un ahorro de 1.25 millones de dólares por
año incrementando la temperatura de entrada del horno en 35 °F de 430 °F
hasta 475 °F.
El costo total de inversión de las modificaciones y del área adicional para la
red de intercambio de calor representa una cantidad de US$ 378, 661 y el
tiempo de recuperación de la inversión es de solo 4 meses.
El rediseño propuesto del tren de precalentamiento de la Unidad de
Destilación Primaria permite disminuir en 12, 400 TM por año las emisiones
de gases de efecto invernadero.
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5. RECOMENDACIONES
Realizar ensayos de laboratorio ASTM D86 para caracterizar las corrientes
de reflujo intermedio y reflujo de fondos con la finalidad de obtener
resultados más exactos y confiables.
Simular los intercambiadores de calor de la Unidad de Destilación Primaria
de manera rigurosa, teniendo en cuenta la geometría de los
intercambiadores de calor, para de esa manera tener en cuenta la influencia
de la caída de presión en el análisis pinch.
Instalar medidores para registrar las temperaturas de entrada y salida de los
intercambiadores de calor de todas las corrientes de proceso involucradas,
así como la presión de salida y entrada para de esa manera tener un
control y registro de la eficiencia del tren de precalentamiento.
Realizar un análisis de integración energética en todas las unidades
operativas de Refinería Talara con la finalidad de identificar potenciales
ahorros de energía a través de la metodología pinch.
Realizar un análisis pinch para las diferentes corridas de la Unidad de
Destilación Primaria con la finalidad de determinar un rediseño óptimo del
tren de calentamiento.
Simular en estado estacionario el resideño propuesto del tren de
precalentamiento de UDP para garantizar que la operación sea adecuada y
disminuir los riesgos operativos.
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6. REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS
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Performance of Chemical Engineering Processes: Part 2 – Retrofitting Heat
Exchanger Network”, Int. J. Pure Appl. Sci. Technol., 12(2), pp. 8-19
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an energy efficiency study”. Chalmers University of Technology. Master’s Thesis.
Sweden.
[3] Lucero S, Jose B, Celestino M. et al. 2001 “Estrategia para obtener la
eficiencia energética de una planta criogénica”. Tecnología, Ciencia y Educación.
Vol. 16-2, p. 101-111
[4] PINCH TECHNOLOGY/PROCESS OPTIMIZATION. Volume 8: Case Study -
United Refining Company - Houston, TX 77036-331, May 1995.
[5] Warumporn Pejpichestakula, Kitipat Siemanond, “Retrofit of Refinery Heat
Exchanger Network under Different Kinds of Crude Oil by Pinch Design Method
using Mathematical Programming”, CHEMICAL ENGINEERING TRANSACTIONS.
VOL. 32, 2013, ISBN 978-88-95608-23-5.
[6] Ríos H. Carlos y Grisales R. Rogelio. 2003 “Análisis y evaluación de integración
térmica de las corrientes de proceso de la unidad de ruptura catalítica de Ecopetrol
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Nacional de Colombia. Facultad de Ingeniería Química. Escuela de Ingeniería
Ambiental.
[7] Gadalla M, Jobson M and Smith R. “Increase capacity and decrease energy for
existing refinery distillation columns”. Chemical Engineering Progress. April 2003,
p. 44-50
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[8] Chegini Salomeh, Dargahi Reza, Mahdavi Afshin. Modification of Preheating
Heat Exchanger Network in Crude Distillation Unit of Arak Refinery Based on Pinch
Technology. Proceedings of the World Congress on Engineering and Computer
Science 2008 WCECS 2008, October 22 - 24, 2008, San Francisco, USA
[9] Fraser D. M. and Gillespie N. E. “The application of pinch technology to retrofit
energy integration of an entire oil refinery”. Chemical Engineering research and
design. Vol 70, pp. 395-406
[10] Nilsson Katarina and Sundén Bengt. “Optimizing a refinery using the pinch
technology and the mind method”. Heat Recovery Systems and CHP. Volume 14,
Issue 2, March 1994, p. 211–220
[11] Özkan Semra, Dinçer Salih. Application for pinch design of heat exchanger
networks by use of a computer code employing an improved problem algorithm
table. Energy Conversion and Management. Volume 42, Issue 18, December
2001, p. 2043–2051
[12] WEI Yan-yan, WU Ming. 2009. “Pinch theory and its application in the
optimization of heat exchanger network in refinery factories”. College of
Architecture & Storage Engineering, Liaoning University of Petroleum & Chemical
Technology, Fushun 113001, Liaoning, China.
[13] Bao-Hong Li and Chuei-Tin Chang. 2010. “Retrofitting Heat Exchanger
Networks Based on Simple Pinch Analysis”. Industrial & Engineering Chemistry
Research. Vol 49, pp. 3967-3971
[14]. Alan P. Rossiter. 2010. “Improve energy efficiency via heat integration”.
Chemical Engineering and Processing, AIChe- December 2010. pp. 33-42
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[14] “Manual de operación de la Unidad de Destilación Primaria de Refinería
Talara. Impresión 2013.
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ANEXO 1
A. Estimación de emisiones de gases de efecto invernadero.
Una de las metodologías para la cuantificación de emisiones de gases de efecto
invernadero o GEI es la norma ISO 14064, parte 1. Esta norma fue desarrollada
de acuerdo con el protocolo Greenhouse Gas Protocol (GHG Protocol). El GHG
Protocol, del World Resources Institute y el World Business Council for
Sustainable Development, es uno de los protocolos más utilizados a escala
internacional para entender, cuantificar y gestionar las emisiones de GEI. Ambos
documentos constituyen las referencias más importantes en esta materia.
Para el cálculo de las emisiones de gases de efecto invernadero se basara en
CO2 equivalente (CO2 eq), que incluyen los seis gases de efecto invernadero
recogidos en el protocolo de Kioto: dióxido de carbono (CO2), metano (CH4),
óxido de nitrógeno (N2O), hidrofluorocarburos (HFC), perfluorocarburos (PFC) y
hexafloururo de azufre (SF6).
Tabla 3. Factores de conversión.
Combustible Factor de Conversión
Gas natural(m3) 10,65 kWh/Nm3 de gas natural
Gas butano(kg) 12,44 kWh/kg de gas butano
Gas propano(kg) 12,83 kWh/kg de gas propano
Gasoil(litros) 11,78 kWh/kg de gasoil
Fuel(kg) 11,16 kWh/kg de fuel
GLP genérico(kg) 12,64 kWh/kg de GLP genérico
Carbón nacional(kg) 5,70 kWh/kg de carbón nacional
Carbón de importación(kg) 7,09 kWh/kg de carbón de importación
Coque de petróleo(kg) 9,03 kWh/kg de coque de petróleo Fuente: Guía práctica para el cálculo de emisiones de gases de efecto invernadero (GEI) – 2011.
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Para calcular las emisiones asociadas a la combustión de los combustibles, debe
aplicarse el factor de emisión que corresponda, de acuerdo con los datos
siguientes:
Tabla 4. Factores de emisiones.
Combustible Factor de Emisión
Gas natural (m3) 2,15 kg CO2/Nm3 * de gas natural
Gas butano (kg) 2,96 kg CO2/kg de gas butano
Gas propano (kg) 2,94 kg CO2/kg de gas propano
Gasoil (litros) 2,79 kg CO2/l de gasoil8
Fuel (kg) 3,05 kg CO2/kg de fuel
GLP genérico (kg) 2,96 kg CO2/kg de GLP genérico
Carbón nacional (kg) 2,30 kg CO2/kg de carbón nacional
Carbón de importación (kg) 2,53 kg CO2/kg de carbón de importación
Coque de petróleo (kg) 3,19 kg CO2/kg de coque de petróleo Nm3: Metros cúbicos de gas natural en condiciones normales de presión y temperatura. Fuente: Guía práctica para el cálculo de emisiones de gases de efecto invernadero (GEI) – 2011.
Considerando una eficiencia del horno de gas natural de 80%, el consumo de gas
natural que se ahorra, después del rediseño del tren de precalentamiento, se
puede calcular de la siguiente manera:
Q = (QA – QD)/0.8
Q = (34150KW – 27972KW)/0.8
Q = 6178 KW/0.8 = 7722.5 KW
El tiempo de operación continua de la refinería se considera 330 días y 30 días como parada de planta para mantenimiento de las unidades operativas.
Tiempo = 330*24*3600 = 28512000 segundos.
La energía total necesaria para ese tiempo de operación es igual:
ET = Q*Tiempo
ET = (7722.5) (28512000)
ET= 220183920000 KJ
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Multiplicando por el factor de conversión:
F = 10.65 KW (3600 s) / Nm3 = 38340 KJ/Nm3
Volumen de Gas Natural = ET*F = 220183920000 KJ / 38340 KJ/Nm3
Volumen de Gas Natural = 5742930 Nm3 / año
Multiplicando este valor por el factor de emisión obtenemos:
Emisiones, TM = 5742930 Nm3 (0.00215824 TM/Nm3)
Emisiones (TM) = 12,395 TM / año.
1.4.3 ANALISIS ECONOMICO
La inversión total incluye el costo de capital de los nuevos intercambiadores de
calor tanto como el costo de instalación, ingeniería y costos de contingencia. El
costo de la inversión se calcula de acuerdo al método presentado por Sinnot &
Towler (2009). El costo del equipo CE es estimado de acuerdo a la Ecuación (1)
donde a y b son constantes, n es el factor de escala específico para el tipo de
intercambiador, S (m^2) es el área del intercambiador de calor. Los costos de
capital son calculados de las tablas de años recientes y actualizados de acuerdo a
los valores de los índice de costos (cost index) de la revista Chemical engineering
[9].
(1)
El costo de capital no involucra ningún costo por la instalación del equipo y tiene
que ser multiplicado por un factor de instalación. La ecuación (2) describe el
cálculo del costo de instalación total considerando el factor de instalación.
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(2)
Tabla 5. Factores para la estimación de un proyecto de capital fijo.
ID Facto de instalación CE
Fer Levantamiento del equipo 0.3
fp Tuberias 0.8
fi Instrumentación y control 0.3
fel Electricidad 0.2
fc Civil 0.3
fs Estructural y construcción 0.2
fl Aislamiento y pintura 0.1
fm Acero al carbono 1
Adicionalmente a estos factores, se debe incluir el costo de ingeniería que
corresponde al 30% del costo de capital del equipo.
B. Calculo de ahorro de combustible en el horno de UDP.
Considerando el precio de Gas Natural de 6.0 dólares / MMBTU al cual compra la refinería, se tiene:
ET= (220183920000 KJ) / (1.05505585262 KJ/BTU)= 208694 MMBTU
Ahorro anual = 189723 *6.0 = 1, 252, 164 dólares / año.
C. Calculo del Costo de Inversión Total.
Para determinar el área adicional de los 4 intercambiadores de calor que se agregan a la red de intercambio de calor actual, se hace uso del simulador de procesos CHEMCAD 6.5.
El área total calculada es de 423.3 m2, considerando un área adicional de 100 m2 para todos los otros intercambiadores de calor que necesitan modificarse,
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obtenemos 523.3 m2, con este valor se calcula el costo total de inversión mediante las siguientes ecuaciones:
Área ER-104 = 141.2
Área ER-103 = 142.4
Área ER-102 = 43.7
Área ER-101 = 96.0
(1)
CE = US$ 108,189
(2)
Costo Total de inversión = 108, 189 * 3.5
Costo Total de Inversión = US$ 378, 661
Resultando en un costo total de inversión de US$ 378, 661.
Para calcular el tiempo de recuperación de la inversión se divide el costo total de inversión entre el ahorro anual.
Tr = 12* CTI / AA
Tr = 12*378, 661 / 1, 252, 164 = 4 Meses.
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Diseño del Intercambiador de calor ER-104
Geometry Data Heat Transfer Data Exchanger Class R Effective Transfer Area m2 141.20
Exchanger Type AEL Area Required m2 135.04 Shell I.D. ft 1.77 Excess % 4.56 Shell in Series 1 COR LMTD F 72.82
Shell in Parallel 1 Overall Coefficient (Calculated) Btu/hr-ft2-F 96.00
Number of Tubes 396 Overall Coefficient (Service) Btu/hr-ft2-F 91.82 Tube Length ft 20.00 Heat Calculated kJ/s 3114.18 Tube I.D. ft 0.05 Heat Specified kJ/s 2978.40 Tube O.D. ft 0.06 Shell Side Film Coefficient Btu/hr-ft2-F 220.79 Tube Pattern TRI60 Tube Side Film Coefficient Btu/hr-ft2-F 395.17 Tube Pitch ft 0.08 Shell Side Fouling hr-ft2-F/Btu 1.0000E-03 Number of Tube Passes 2 Tube Side Fouling hr-ft2-F/Btu 1.0000E-03 Number of Baffles 21 Tube Wall Resistance hr-ft2-F/Btu 6.1623E-04 Baffle Center Spacing ft 0.8885 Fin Resistance hr-ft2-F/Btu Baffle Cut, % Diameter 23 Baffle Type SSEG Baffle spacing definition Edge-Edge Thermodynamics and Others K model Peng-Robinson Fluid Dynamics Data H model Peng-Robinson Shell Side Pressure Drop psi 3.0552 Data Source Library Tube Side Pressure Drop psi 2.7172 Number of Components 91 Average Shell Side Velocity ft/sec 1.55 Calculation Mode Design Average Tube Side Velocity ft/sec 5.22
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Diseño del Intercambiador de calor ER-103
Geometry Data Heat Transfer Data Exchanger Class R Effective Transfer Area m2 142.37
Exchanger Type AEL Area Required m2 142.36 Shell I.D. ft 1.77 Excess % 0.00 Shell in Series 1 COR LMTD F 20.52
Shell in Parallel 1 Overall Coefficient (Calculated) Btu/hr-ft2-F 116.15
Number of Tubes 396 Overall Coefficient (Service) Btu/hr-ft2-F 116.15 Tube Length ft 20.00 Heat Calculated kJ/s 1070.40 Tube I.D. ft 0.05 Heat Specified kJ/s 1070.35 Tube O.D. ft 0.06 Shell Side Film Coefficient Btu/hr-ft2-F 510.62 Tube Pattern TRI60 Tube Side Film Coefficient Btu/hr-ft2-F 285.76 Tube Pitch ft 0.08 Shell Side Fouling hr-ft2-F/Btu 1.0000E-03 Number of Tube Passes 2 Tube Side Fouling hr-ft2-F/Btu 1.0000E-03 Number of Baffles 8 Tube Wall Resistance hr-ft2-F/Btu 2.0800E-04 Baffle Center Spacing ft 2.1898 Fin Resistance hr-ft2-F/Btu Baffle Cut, % Diameter 39 Baffle Type SSEG Baffle spacing definition Edge-Edge Thermodynamics and Others K model Peng-Robinson Fluid Dynamics Data H model Peng-Robinson Shell Side Pressure Drop psi 2.5975 Data Source Library Tube Side Pressure Drop psi 2.8701 Number of Components 91 Average Shell Side Velocity ft/sec 2.57 Calculation Mode Design Average Tube Side Velocity ft/sec 4.83
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Diseño del Intercambiador de calor ER-102
Geometry Data Heat Transfer Data Exchanger Class R Effective Transfer Area m2 43.72 Exchanger Type AEL Area Required m2 42.97 Shell I.D. ft 1.10 Excess % 4.00 Shell in Series 1 COR LMTD F 126.01
Shell in Parallel 1 Overall Coefficient (Calculated) Btu/hr-ft2-F 110.16
Number of Tubes 146 Overall Coefficient (Service) Btu/hr-ft2-F 114.74 Tube Length ft 16.00 Heat Calculated kJ/s 1837.97 Tube I.D. ft 0.05 Heat Specified kJ/s 1914.49 Tube O.D. ft 0.06 Shell Side Film Coefficient Btu/hr-ft2-F 293.46 Tube Pattern TRI60 Tube Side Film Coefficient Btu/hr-ft2-F 372.28 Tube Pitch ft 0.08 Shell Side Fouling hr-ft2-F/Btu 1.0000E-03 Number of Tube Passes 1 Tube Side Fouling hr-ft2-F/Btu 1.0000E-03 Number of Baffles 11 Tube Wall Resistance hr-ft2-F/Btu 2.1136E-04 Baffle Center Spacing ft 1.3134 Fin Resistance hr-ft2-F/Btu Baffle Cut, % Diameter 29 Baffle Type SSEG Baffle spacing definition Edge-Edge Thermodynamics and Others K model Peng-Robinson Fluid Dynamics Data H model Peng-Robinson Shell Side Pressure Drop psi 2.9239 Data Source Library Tube Side Pressure Drop psi 2.8498 Number of Components 91 Average Shell Side Velocity ft/sec 1.82 Calculation Mode Design Average Tube Side Velocity ft/sec 6.58
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Diseño del Intercambiador de calor ER-101
Geometry Data Heat Transfer Data Exchanger Class R Effective Transfer Area m2 96.02 Exchanger Type AEL Area Required m2 92.56 Shell I.D. ft 1.44 Excess % 3.65 Shell in Series 1 COR LMTD F 75.53
Shell in Parallel 1 Overall Coefficient (Calculated) Btu/hr-ft2-F 51.93
Number of Tubes 257 Overall Coefficient (Service) Btu/hr-ft2-F 53.89 Tube Length ft 20.00 Heat Calculated kJ/s 1144.62 Tube I.D. ft 0.05 Heat Specified kJ/s 1187.93 Tube O.D. ft 0.06 Shell Side Film Coefficient Btu/hr-ft2-F 90.51 Tube Pattern TRI60 Tube Side Film Coefficient Btu/hr-ft2-F 208.87 Tube Pitch ft 0.08 Shell Side Fouling hr-ft2-F/Btu 1.0000E-03 Number of Tube Passes 1 Tube Side Fouling hr-ft2-F/Btu 1.0000E-03 Number of Baffles 9 Tube Wall Resistance hr-ft2-F/Btu 2.0694E-04 Baffle Center Spacing ft 1.9734 Fin Resistance hr-ft2-F/Btu Baffle Cut, % Diameter 39 Baffle Type SSEG Baffle spacing definition Edge-Edge Thermodynamics and Others K model Peng-Robinson Fluid Dynamics Data H model Peng-Robinson Shell Side Pressure Drop psi 2.8710 Data Source Library Tube Side Pressure Drop psi 1.9903 Number of Components 91 Average Shell Side Velocity ft/sec 1.60 Calculation Mode Design Average Tube Side Velocity ft/sec 3.67
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