operaciones basicas industriales

Curso de Formación Superior

Curso Práctico de Diseño en Ingeniería de Procesos

25 horas

Organizado por el Grupo de Ingeniería Química y Medioambiental (GRUPO IMAES) de la ETSII de la UCLM.

Metodología: A distancia vía internet

Autor del temario: Jesús García Gómez Dr. Ingeniero Químico Repsol


Índice 1


ÍNDICE

1. Funciones del Ingeniero de Procesos 2

2. Diseño Básico de Procesos

2.1. Especificaciones de Proceso 9

2.2. Diseño de Recipientes 21

2.3. Diseño de Bombas 33

2.4. Diseño de Compresores 42

2.5. Diseño de Intercambiadores de Calor 48

2.6. Diseño de Hornos 60

2.7. Diseño de Tuberías 67

2.8. Diseño de Sistemas de Alivio de Presión 71

2.9. Ejemplos prácticos de diseño 85

3. Control de Procesos

3.1. Control Básico 104

3.2. Control Avanzado 114

3.3. Diseño de Instrumentos y Válvulas de Control 119

4. Otras habilidades del Ingeniero de Procesos 125

5. Bibliografía 153


Funciones del Ingeniero de Procesos 2

1. FUNCIONES DEL INGENIERO DE PROCESOS

1.1. El Ingeniero de Procesos

El Ingeniero de Procesos es el profesional que diseña las bases de los procesos

productivos, y es el responsable del soporte técnico en el seguimiento del

funcionamiento de los mismos.

Asimismo, proporciona la base técnica en la elaboración de modificaciones de

instalaciones o de su operación, tendentes todas ellas a aumentar el margen de

producción.

Por último, el trabajo de este profesional contribuye a la seguridad del proceso y

permite mejorar la calidad de los productos y reducir su impacto en el medio

ambiente.

1.2. Funciones del Ingeniero de Procesos

El Ingeniero de Procesos puede no sólo diseñar los procesos productivos sino que

también está capacitado para introducir modificaciones y así lograr una mayor

eficiencia, calidad, productividad y rentabilidad. Las funciones que puede

desempeñar son numerosas, citándose a continuación las más importantes:

1. Analizar las variables de operación y los parámetros económicos más

relevantes de las Unidades encomendadas, optimizando los beneficios de las

mismas.

2. Proponer, estudiar y evaluar los beneficios asociados a las modificaciones de

los parámetros operativos o de las instalaciones.

3. Participar en la Ingeniería Básica (Diseño Básico) de pequeñas modificaciones

y colaborar en el diseño conceptual e Ingeniería Básica de proyectos

relevantes.

4. Modelizar y simular los procesos productivos a su cargo.

5. Participar en el comisionado y la puesta en marcha en unidades nuevas o

modificaciones de existentes, así como en test de plantas o equipos.

6. Colaborar y participar en los estudios de los Centros Tecnológicos o de

Investigación relacionados con la mejora de los procesos de producción y el

desarrollo de nuevos productos en planta.

7. Participar en la elaboración de informes comparativos (benchmarking) con

otras compañías del sector y estudios especiales de unidades.



1.3. Competencias del Ingeniero de Procesos

Para desempeñar las funciones antes descritas, el Ingeniero de Procesos (IP) debe

poseer sólidos conocimientos en las siguientes áreas:

1.3.1. Diseño básico de procesos

Posiblemente esta sea una de sus áreas de trabajo más importantes. Es

responsabilidad del Ingeniero de Procesos el diseño de un nuevo proceso o de la

modificación de uno existente, desde la idea del mismo (conceptualización), hasta la

definición y determinación de los principios de diseño (Ingeniería Básica del Proceso).

Este diseño básico incluye los Balances de Materia y Energía, así como el cálculo de

las principales variables operativas y de diseño de equipos (bombas, hornos,

cambiadores, etc.).

Así, la parte de la Ingeniería de un Proyecto que normalmente se conoce como

Diseño Básico de Proceso o Ingeniería Básica engloba los trabajos necesarios para

recoger toda la información de proceso, “know-how” o conocimientos específicos de

diseño y operación de la nueva Planta a instalar o de una Unidad ya existente a

modificar con el Proyecto.

Este apartado se verá con más detalle en el capítulo 2.

1.3.2. Control de procesos

El control de procesos tiene por objeto mantener las variables de proceso (como

temperaturas, presiones, caudales y composiciones) en un valor de operación

determinado.

Los procesos son dinámicos por naturaleza y continuamente están ocurriendo

cambios. Si no se toman las acciones oportunas, las variables importantes (aquellas

que están relacionadas con la seguridad, la calidad y la producción) no alcanzarán los

valores deseados.

Por este motivo, es ineludible la preparación de una correcta estrategia para el

control del proceso, como se verá con más detalle en el capítulo 3.

1.3.3. Simulación y optimización de procesos. Uso de Modelos

Una definición bastante generalizada de modelo es “una representación simplificada

de la realidad en la que aparecen algunas de sus propiedades”.



De la definición se deduce que la versión de la realidad que se realiza a través de un

modelo pretende reproducir solamente algunas propiedades del sistema original, que

se representa por otro sistema de menor complejidad (el modelo).

Sobre la creación y utilización de los modelos que representan el funcionamiento de

un proceso productivo, se basan las técnicas de simulación y optimización de

procesos.

Así, podemos considerar a la tarea de simulación como aquella en la cual

proponemos ciertos valores de entrada al simulador o programa de simulación para

obtener ciertos resultados o valores de salida, tales que estiman el comportamiento

del sistema real bajo esas condiciones.

Las herramientas de simulación pueden clasificarse según diversos criterios, por

ejemplo, según el tipo de procesos (batch o continuo), si involucra el tiempo

(estacionario o dinámico), si maneja variables estocásticas o determinísticas,

variables cuantitativas o cualitativas, etc.

El Ingeniero de Procesos utiliza estas herramientas de simulación para la

determinación de las condiciones operativas que determinan el máximo de la

relación producción/coste, esto es, la optimización del proceso.

Un buen modelo, esto es, un modelo “real” del proceso, permite predecir los

cambios en la producción ante variaciones en las variables de entrada o de control,

lo que permite llevar al proceso al punto de funcionamiento deseado.

La cantidad y diversidad de modelos es inmensa. Hay tantos modelos como procesos

de producción existen. Al tratar aquí de un curso de Ingeniería de Procesos general,

no se entrará en la descripción y aplicación concreta de ninguno de ellos.

1.3.4. Asistencia a la Operación de unidades

El objetivo del Departamento de Producción de una empresa es el de operar las

unidades de proceso de la misma, para satisfacer la demanda de productos a partir

de unas determinadas materias primas. Todo ello se lleva a cabo con unos objetivos

de cantidad, calidad tiempo y coste, de forma segura y de acuerdo a los

procedimientos de la empresa y el ordenamiento legal en vigor.

Para asegurar la consecución de estos objetivos hay numerosos departamentos que

deben de colaborar con producción y, desde este punto de vista, son suministradores

de servicios.

Para este fin, el departamento de Procesos contribuye proporcionando el soporte

técnico en el seguimiento de los procesos productivos, siendo parte fundamental en



la elaboración de las modificaciones de las instalaciones para mejorar el margen

económico de la producción, la calidad de los productos y para reducir el impacto de

la actividad económica en el medio ambiente.

Aunque el Ingeniero de Procesos no es el responsable último de la Operación, a la vez

que realiza sus estudios y tareas de análisis, sí debe intentar conocer la situación y

los problemas de la operación diaria.

Este conocimiento de los problemas diarios le va a proporcionar una visión que le

permitirá dar la mejor solución a los problemas planteados.

1.3.5. Optimización Energética de las unidades. Eficiencia Energética

La energía es un activo estratégico en la actividad económica de cualquier industria.

Por este motivo, una adecuada gestión de la misma, evitando consumos innecesarios

supone un aspecto cada vez más importante en la operación de cualquier unidad o

planta de proceso.

El Ingeniero de Procesos, como responsable de la optimización de las variables de

proceso, tendrá entre sus funciones aplicar las mejores prácticas de eficiencia

energética, para conseguir los menores consumos específicos en la unidad.

La buena gestión de la energía reduce el consumo de combustibles fósiles (de los que

depende mayoritariamente nuestro suministro energético) y es una de las mejores

alternativas para reducir las emisiones de CO2.

En el capítulo 4 se mostrarán algunas de las principales técnicas de eficiencia

energética aplicadas a la industria.

1.3.6. Comisionado y la puesta en marcha en unidades nuevas

En un proyecto de Ingeniería se pueden distinguir las siguientes fases: Ingeniería

Básica, Ingeniería de detalle, Compras, Construcción, Precomisionado y Puesta en

Marcha. Mientras que cada una de estas actividades tiene su propia importancia, las

tareas de construcción y de precomisionado se consideran como dos etapas cruciales

de cara a tener un arranque de la planta rápido y con éxito.

El Comisionado de la planta implica todas las actividades que van desde la

terminación mecánica hasta que se terminan las pruebas de garantía de la planta de

proceso.

Con anterioridad a la finalización de la construcción mecánica de una planta, ya ha

sido formado un equipo o grupo de puesta en marcha. Este grupo, que depende de

Producción, es una organización transitoria y una de sus responsabilidades es aceptar



la nueva instalación de la empresa de Ingeniería contratada para el diseño de

detalle, la construcción y la puesta en marcha de la nueva instalación.

Este grupo abarca toda la organización, incluyendo Operación, Mantenimiento,

Inspección y Procesos, y tiene la función de poner en marcha la nueva instalación. En

casos especiales se utiliza lo que denominamos “llave en mano”, en que la

propiedad acepta la instalación una vez finalizada la puesta en marcha y con el test

de garantía realizado.

La aceptación de la instalación se efectúa mediante unos protocolos establecidos en

los cuales se incluyen todo la documentación de las pruebas efectuadas así como las

legalizaciones por parte de las administraciones correspondientes.

El Ingeniero de Procesos debe validar que las pruebas efectuadas en la puesta en

marcha corresponden con las bases de diseño de la nueva unidad: ajuste de las

variables de operación a las condiciones de diseño, estabilidad del control de la

operación, cantidad y calidad de producción, consumos de servicios auxiliares (vapor,

electricidad, etc.).

1.3.7. Participación en proyectos de inversión

Un proyecto de inversión es una propuesta de acción técnica para resolver una

necesidad utilizando un conjunto de recursos disponibles, los cuales pueden ser,

recursos humanos, materiales y tecnológicos entre otros.

Está formado por una serie de estudios que permiten a la empresa saber si el nuevo

proyecto o idea es viable, se puede realizar y proporcionará beneficios.

Un proyecto de inversión suele estar formado por cuatro tipos de estudios: estudio de

mercado, estudio financiero, estudio de organización y estudio técnico. Es en este

último en el que el Ingeniero de Procesos colaborará para su desarrollo.

El objetivo del estudio técnico es diseñar la nueva unidad de producción. Al elegir

una alternativa técnica a otras, es porque se sabe o se puede investigar que es la

mejor opción para la producción de un producto. Así, en el estudio técnico se define:

o La ubicación de las instalaciones del proyecto

o Las materias primas a utilizar

o Los productos a obtener

o Las características del proceso a implantar



1.3.8. Estudios de Benchmarking

El Ingeniero de Procesos, para cumplir eficazmente las funciones de analizar las

variables de operación y de proponer modificaciones de los parámetros operativos o

de las instalaciones, deberá estudiar en qué posición se encuentra su unidad en

relación con otras semejantes. Estos procesos de intercomparación se agrupan bajo

la denominación de Benchmarking.

El Benchmarking es el proceso mediante el cual se identifican e incorporan las

mejores prácticas para mejorar el trabajo. Entendiéndose por mejores prácticas

aquellos procesos que han tenido éxito a través del tiempo con resultados

cuantificables, reconocidos y repetitivos, en los que se ha utilizado la innovación y

cuyas técnicas pueden ser generalizables a distintas áreas y culturas

organizacionales.

Cada empresa define el Benchmarking de forma particular a la luz de sus

operaciones, necesidades y objetivos que quiera lograr. Sin embargo, existen unos

elementos básicos que trascienden la diversidad de enfoques y caracterizan el

concepto:

o Continuidad. Implica que es un proceso dinámico que se realiza por un

periodo extendido de tiempo y no una actividad a corto plazo.

o Metodología. Implica que es un proceso sistemático, estructurado e

investigativo donde se definen situaciones, se toman decisiones basadas en el

análisis de información, y se estimula el cambio y mejora.

o Objetivo de evaluación. Indica que el Benchmarking no se limita a una sola

faceta de la actividad. Se utiliza para investigar y entender los procesos de

trabajo, las prácticas de negocio, operaciones y funciones, al igual que los

productos y servicios resultantes de estas actividades.

o Objeto de evaluación. Implica que este proceso se utiliza para comparar

unidades o procesos cuyas prácticas y resultados sean similares, aunque no

sean competidores. La organización u organizaciones que se toman como

punto de referencia (benchmark) deben ser aquellas que se consideran líderes

e innovadores en sus respectivos mercados o industrias.

1.3.9. Sistemas de Gestión en Calidad, Seguridad y Medio Ambiente

En el mundo industrial de hoy en día, es ineludible la implantación y utilización de

Sistemas de Gestión de la Calidad, la Seguridad y el Medio Ambiente. Su correcto



funcionamiento se ha convertido en una exigencia, y en consecuencia, un reto para

las empresas, lo cual redunda en una mejor posición competitiva.

Aunque un Ingeniero de Procesos no tiene como función la implantación de estos

sistemas, sí debe conocer las líneas generales de establecimiento de los mismos, en

lo que afectan a la optimización del proceso productivo sobre el que trabaja.

Así, deberá realizar un diseño y un control adecuado del proceso para asegurar la

calidad en la producción, que dicho proceso presente un impacto mínimo sobre el

medio ambiente, y que el diseño del mismo no ponga en peligro la seguridad del

propio proceso o de las personas.


Diseño Básico de Procesos 9

2. DISEÑO BÁSICO DE PROCESOS

2.1. Especificaciones de Proceso 2.1.1. Diseño Básico de Procesos La parte de la Ingeniería de un Proyecto que normalmente se conoce como Diseño Básico o Ingeniería Básica de Proceso engloba los trabajos necesarios para recoger toda la información de proceso, know-how o conocimientos específicos de diseño y operación de la nueva Planta a instalar o de una Unidad ya existente a modificar con el Proyecto. 2.1.1.2. Contenido Los trabajos de Diseño Básico se recogen en un Libro de Ingeniería Básica (IB) que, aunque varía en el alcance de su contenido dependiendo de la empresa de Ingeniería que lo elabora y del tipo de Proyecto considerado, suele incluir las tres siguientes secciones diferenciadas: Especificaciones del proceso - Bases de diseño del Proyecto - Descripción del Proceso - Diagrama de proceso (PFD) - Balances de calor y materia y de servicios auxiliares - Condiciones básicas de operación - Catalizadores y productos químicos - Seguridad y Medio Ambiente Esta parte de la IB es la más relacionada con el conocimiento específico del proceso (también se conoce como Ingeniería de Proceso) y requiere aplicar los principios fundamentales de la Ingeniería (equilibrio, termodinámica, transferencia de masa y calor, balance de materia y energía, operaciones unitarias, etc.), así como una buena dosis de “sentido común”, experiencia y criterios económicos coste / beneficio que conduzcan finalmente a una planta viable que satisfaga las expectativas de diseño, operación, flexibilidad, fiabilidad, seguridad y medio ambiente con un coste económico razonable. Las especificaciones de proceso requieren un porcentaje en horas pequeño (10% de la IB; <1% del total del Proyecto) para su elaboración y sin embargo pueden tener un



efecto final en la economía y operatividad de la planta muy superior a cualquier otra fase del diseño. Especificaciones de equipo Partiendo de las especificaciones de procesos, el encargado de elaborar las especificaciones de equipo del Proyecto, deberá cubrir el siguiente alcance: - Generales - Hornos y calderas - Recipientes, columnas destilación, tanques y esferas,... - Intercambiadores de calor - Bombas y compresores - Instrumentación y válvulas de control - Tuberías, válvulas de seguridad - Equipos de vacío - Misceláneos (filtros, mezcladores, atrapallamas, desrecalentadores,...) - Selección de materiales - Clasificación de motores - Diagramas de línea e instrumentos (P&ID’s) - Plano de implantación - Interconexiones - Información de Ingeniería Detalle requerida para revisión En resumen contiene las hojas de Datos de diseño básicos del equipo, líneas e instrumentación empleadas para desarrollar posteriormente la Ingeniería de Detalle. El ingeniero encargado de las especificaciones de equipo puede ser, según la organización de la Ingeniería, el mismo Ingeniero de Procesos o bien otro Ingeniero normalmente denominado de Proyecto. Incluso pueden ser realizadas por dos Ingenierías distintas, especialmente en el caso de Procesos licenciados en el que la Ingeniería que dispone de la patente elabora las especificaciones de proceso y, en ocasiones la especificación del equipo patentado, y encarga a Ingenierías externas con las que tiene acuerdos establecidos la elaboración del resto de especificaciones de equipo. No es necesario decir que el ingeniero encargado de elaborar estas especificaciones debe mantener permanente contacto con los especialistas de la Ingeniería de las distintas especialidades involucradas.



Guía de operación Guía de operación: Contiene los fundamentos básicos del proceso y los criterios de operación y control en marcha normal, así como procedimientos de puesta en marcha, parada y operaciones especiales (por ejemplo regeneración de catalizadores, etc.) La Ingeniería de Detalle prepara un Manual de Operación a partir de esta Guía, particularizando todos los procedimientos para la Unidad finalmente construida. 2.1.1.3. Finalidad de la Ingeniería Básica El libro de Ingeniería Básica es el documento técnico que servirá para que cualquier empresa de Ingeniería pueda acometer las siguientes fases del Proyecto hasta la construcción de la Unidad, aplicando métodos de cálculo y códigos de diseño estandarizados en la Industria o incluidos en la Legislación vigente. Este libro será un punto de referencia para el desarrollo posterior de la ingeniería del Proyecto puesto que su contenido recoge las bases y criterios de diseño para el Proyecto, e incluye toda la información y conocimiento específico del Proceso así como las especificaciones básicas de diseño de los equipos necesarios para el funcionamiento de la Planta. 2.1.1.4. Etapas previas a la Ingeniería Básica Normalmente cuando en el desarrollo de un Proyecto de Inversión para instalar o modificar nuevas unidades de producción se acomete la fase de Diseño Básico de Procesos, previamente ya se han cubierto las siguientes etapas:

- Principales Bases de Diseño - Estudios de viabilidad técnico-económica del proyecto - Selección de Tecnología - Aprobación de la Inversión

En determinados Proyectos, la Ingeniería Básica se realiza como parte de la fase de evaluación técnico-económica lo que presenta los pros y contras que se muestran a continuación. Ventajas La toma de decisión de invertir capital en los activos que constituyen el Proyecto es más segura porque:



- La definición técnica es más fiable y detallada - La inversión puede ser estimada con mayor exactitud (incluso con ofertas de

equipo principal) - El tiempo de ejecución del Proyecto se puede reducir porque la fase de

viabilidad técnico-económica incluye un paquete de Ingeniería Básica válido para la ejecución posterior del Proyecto.

Inconvenientes La toma de decisión de invertir es más lenta (la Ingeniería Básica puede durar entre 2-10 meses) y más cara (normalmente el coste de IB puede suponer entre el 1-8% de la inversión global del Proyecto) lo que puede ocasionar:

- Pérdida de oportunidad - Coste hundido si el proyecto no se aprueba

Decisión Cada compañía tiene su propia “visión” y metodología a la hora de decidir cuando abordar la fase de Ingeniería Básica del Proyecto, pero de forma general se debe considerar la realización de Ingeniería Básica antes de la aprobación de la inversión al menos en las siguientes circunstancias:

- Proyectos de necesidad y / o amenaza Son proyectos relativamente planificables y que con buen grado de certeza serán realizados por lo que se dispone de tiempo antes de tomar la decisión de invertir y con poco riesgo de incurrir en un coste hundido. - Grandes Proyectos Donde la necesidad de disponer de un elevado grado de definición técnica es imprescindible tanto para estimar el valor añadido del Proyecto como para disponer de una inversión estimada con un margen de error pequeño (± 10%). - Proyectos desarrollados bajo la modalidad “llave en mano”. Esta modalidad implica la realización de la Planta por una compañía de Ingeniería contratada por la Propiedad para todas las actividades del Proyecto: ingeniería, compra de equipos y materiales, montaje, comisionado, puesta en marcha y operación hasta cumplimiento de las garantías de funcionamiento de la Planta. Es



imprescindible para el éxito de este tipo de Proyectos partir de una definición detallada del alcance del Proyecto, lo que pasa necesariamente por tener la fase de IB terminada, para poder realizar una petición de oferta y un Contrato con la Ingeniería que se ajuste a las necesidades de la Planta a Instalar.

2.1.1.5. Desarrollo del Proyecto a partir de la Ingeniería Básica Se acometen las siguientes etapas: - Ingeniería de Detalle - Compra y aceptación de equipos y materiales - Construcción y montaje - Comisionado y puesta en marcha - Test de funcionamiento y garantías de proceso Es habitual solapar las etapas de Ingeniería Básica con la Ingeniería de Detalle y la compra de equipos que constituyen un camino crítico en el desarrollo del Proyecto. 2.1.2. Especificaciones de Proceso En primer lugar suele realizarse una presentación general del proyecto en la que se incluyen: - Nombre del propietario de la Unidad - Número y nombre del proyecto - Localización de la Planta - Tipo de Unidades a instalar y capacidad nominal de las Plantas 2.1.2.1 Definición de Bases del Diseño Bases de Diseño de Proceso Este apartado debe contener, como mínimo, la siguiente información:

- Definición de los distintos Casos de Diseño si la Unidad puede operar en distintas condiciones (distintas cargas, productos, condiciones de operación, etc.)

- Cargas a la Unidad: caudal nominal y de diseño, composición, especificaciones, propiedades típicas, contaminantes.

- Productos de la Unidad: caudal, composición, propiedades requeridas o especificaciones y propiedades típicas, bien diferenciadas.

- Condiciones en Límite de Batería (L.B.): presión y temperatura de cargas y productos en los límites físicos de la Unidad. De las cargas vienen definidas



por la procedencia de las mismas (almacenamiento, otras unidades, etc.). Para los productos se definen las necesarias para el destino final que se quiera dar a los productos (normalmente Almacenamiento)

Criterios de Diseño de Proceso Incluye la información técnica no contenida en los puntos anteriores necesaria para realizar el Libro de IB como:

- Factor de Operación de la Unidad: hr/año (normalmente 8.000) - “Turndown” o carga mínima: típico 50-60% del valor de diseño - Criterios de sobrediseño de la Unidad o de algún equipo en concreto (si no se

especifica, se darán valores típicos) - Conversión deseada para reacciones químicas, grado de recuperación de

componentes clave en separaciones físicas - Capacidad de Almacenamiento deseada - Otros condicionantes o limitaciones a ser consideradas durante el diseño (por

ejemplo uso predominante de agua o aire en enfriadores). Este capítulo suele ser más relevante en el caso de modificaciones de Unidades existentes que en diseños nuevos, para los que se suelen emplear criterios más estandarizados en el diseño. Datos Básicos de diseño de Ingeniería Contiene datos técnicos necesarios para el cálculo de equipos que se incorporará a las Especificaciones de Ingeniería Básica: General Identificación de la Planta (Empresa, Planta / Sección, Ubicación, número de Unidad) y Normas generales de diseño y códigos aplicables (Por ejemplo ASME, ASTM, TEMA, API, UNE,...). Datos de Servicios Auxiliares

- Vapor de Agua: Niveles de P, T en calderas de generación y en Planta de Proceso (Normal, mínimo, máximo y diseño)

- Condensado: P, T (normal, diseño) - Electricidad: Niveles de voltaje, fase y frecuencia.



- Agua refrigeración: P y T (suministro, devolución y diseño), características analíticas

- Agua bruta: Fuente de suministro, P y T suministro, análisis. - Agua desmineralizada / Agua de calderas: Niveles de P y T (normal, mínimo y

diseño) y analítica. - Combustible:

* Gas: análisis composición, P y T de suministro, P diseño, poder calorífico (inf. / sup. ) Punto de rocío de los humos * Líquido: características (densidad, viscosidad a dos temperaturas, cenizas, asfaltenos, S, Na, V), P y T suministro, poder calorífico y punto de rocío de los humos

- Aire planta e instrumentos: P (suministro, diseño), análisis, punto de rocío. - Nitrógeno u otro gas inerte: P y T (normal, mínimo y diseño). - Coste unitario de cada servicio y criterios de rentabilidad para estudios de

optimización energética y elección de distintas alternativas de proceso. Criterios de diseño de equipo e instrumentación Cuando la empresa que encarga la IB del proyecto desea que se sigan ciertas normas o criterios de diseño de equipo, deben incluirse aquí. En caso de omitirse serán seguidas las normas que el Ingeniero de Proceso considere más convenientes. A modo tan solo de ejemplo, indicamos:

• Equipo: - Tipo de bombas preferidas y política de reservas - Numeración líneas, equipos e instrumentos - Longitud preferida de cambiadores, factores de ensuciamiento - Preferencia de tipo de platos para columnas

• Instrumentación y Control: - Dónde poner medidores (Q, T, P) - Tipo de instrumentación y sistema de control - Uso de válvulas de seguridad. Descarga a antorcha.

• Tuberías: Diámetros permitidos. • Materiales: Preferencias • Medio ambiente: Requerimiento de emisiones gaseosas, líquidos y sólidos.



Datos geográficos y climáticos Elevación de la Unidad sobre el nivel del mar (Patm), temperatura ambiente (Invierno-Verano), pluviometría, rosa de vientos, zona sísmica, etc. Sistema de Unidades a utilizar Se indicará que sistema de unidades se va a emplear (SI, Inglés, etc.) y/o si deberán usarse unidades específicas para cada planta. 2.1.2.2 Descripción de la Unidad Es un texto explicativo que, apoyándose en el Diagrama de Proceso, va detallando la secuencia del proceso desde la entrada de las corrientes de alimentación hasta la salida de los productos a su destino, describiendo la secuencia de las operaciones y detallando las funciones y las condiciones de operación de los equipos y haciendo énfasis en los aspectos fundamentales del proceso como el control básico, los caudales, rendimientos, conversiones de las reacciones químicas, etc. Diagrama de proceso (PFD, Process Flow Diagram) Es el plano básico que permite, junto con la descripción de la Unidad, explicar todos los aspectos relacionados con el proceso de funcionamiento de la Unidad. Muestra la configuración o esquema básico del proceso y contiene:

- Todas las corrientes principales de proceso representadas por líneas con una flecha que indica la dirección del flujo.

- Todos los equipos principales (recipientes, columna de destilación, reactores, intercambiadores, bombas, hornos,...) identificados con una nomenclatura específica (por ejemplo un intercambiador E-1001) y representados con unos símbolos típicos.

- Los controles más importantes de caudal, presión, temperatura, nivel y otros desde el punto de vista del proceso.

- Información numérica: • Identificación de equipos e instrumentos • Identificación de corrientes • Condiciones de operación normal:

o Presión, temperatura y caudal de las corrientes que sufren alteración

o Calor intercambiado en cambiadores y hornos



- Las corrientes de servicios usadas para calentar y enfriar se identifican con caudal, P y T

Esta información de condiciones de proceso debe facilitarse para cada uno de los casos de diseño definidos, bien diferenciándolos en el mismo PFD, o bien incluyendo un PFD para cada caso de diseño. Es un hito importante en la ejecución de la IB la aprobación de los PFD’s por el cliente ya que a partir de ellos y del balance de materia y energía se inicia el grueso del trabajo de IB: lista de equipo y especificaciones del mismo, diagramas de ingeniería (P&ID’s), esquema básico de control, trabajos de planimetría, etc. Precisamente por su impacto en el desarrollo de las fases siguientes de la IB es obligado que los PFD’s presten especial cuidado tanto a la disposición lógica de los equipos para asegurar la claridad en su interpretación, como a que cada PFD contenga secciones del proceso completas y ordenadas de forma secuencial. En el caso de Proyectos complejos con varias Plantas de Proceso suelen incluirse diagramas de bloques en los que cada Unidad se representa como un bloque y se indican las alimentaciones y productos de cada una y las corrientes intermedias entre las distintas Unidades. Balances de calor y materia de unidades de proceso Se preparan normalmente en forma de tabla incluyendo para cada corriente de proceso identificada en el PFD:

• Número identificativo y descripción de la corriente • Caudales horarios

- Másicos (kg/h) - Molares (kmol/h) - Volumétricos:

m3/h @ P y T operación y m3/h (a 15ºC) para LIQUIDOS m3/h @ P y T operación y Nm3/h (a 0ºC y 1 atm) para GASES

- Entalpía en kcal/h • Condiciones de operación

- Presión (kg/cm2g) - Temperatura (ºC) - Fracción vaporizada



• Propiedades: - Densidad @ P y T operación y peso específico 15ºC/15ºC para líquidos - Densidad @ P y T operación y densidad relativa al aire para gases - Peso molecular - Factor compresibilidad para gases - Viscosidad a dos temperaturas para líquidos - Viscosidad @ P y T de operación para gases - Calor específico - Conductividad térmica - Composición: Másica, molar y volumen líquido en componentes puros o pseudocomponentes, impurezas y componentes tóxicos o corrosivos.

En esta sección se encuentran todos los datos de las corrientes de proceso que se necesitan para el cálculo y la especificación de los equipos de la Planta por lo que es importante:

- Evitar errores. Normalmente se emplean los resultados de un simulador comercial de procesos que deben ser analizados con criterio por el Ingeniero de Procesos.

- Evitar inconsistencias relevantes. Las características de algunas corrientes no se conocen en ocasiones hasta el cálculo de equipos por lo que es importante la coordinación final.

Condiciones básicas de operación En este apartado se definen las condiciones básicas de operación del equipo principal de la Unidad. En caso de existir más de un caso de diseño (por ejemplo principio de ciclo y final de ciclo), se diferenciarán las condiciones de operación para los distintos casos. Como ejemplos sirvan los siguientes:

- Reactores - Número de reactores y lechos - P de entrada y salida - T de entrada y salida - Caudal de las alimentaciones y quench - Velocidad espacial - Tipos de reacción. Calor de reacción y constantes de equilibrio



- Conversión - Selectividad - Catalizador:

o Volumen necesario o Tipo o Vida (primer ciclo, vida total, regeneraciones) o Consumo

- Columnas de destilación - P y T en plato de cabeza, alimentación y fondo - Relación de Reflujo / Rehervidor - Número de etapas reales / teóricas - Especificaciones de los productos - Cambiadores de calor - Número de carcasas en paralelo o serie - Calor intercambiado - Temperaturas de entrada / salida

Consumo y producciones de servicios auxiliares Suele presentarse en forma de tabla un resumen de los consumos o producciones de servicios auxiliares desglosados por equipos principales para:

- Vapor - Condensado - Energía eléctrica - Agua de refrigeración - Agua desmineralizada o de calderas

A los que se añaden los consumos generales de la Planta (por ejemplo consumo de agua de refrigeración en bombas y otros servicios, consumo de energía eléctrica para iluminación y otros) Para el resto de servicios auxiliares como nitrógeno, aire de planta e instrumentos se facilita normalmente una cifra estimativa de consumo global. Catalizadores y productos químicos Se especificarán los catalizadores y otros materiales activos, soportes de catalizadores y productos químicos requeridos en el proceso detallando:

- Tipos, características y propiedades



- Cargas iniciales - Consumos estimados - Suministradores recomendados

Seguridad y Medio Ambiente Se indicarán todas aquellas prevenciones especiales de seguridad que requiere el proceso en razón de los productos tratados o de las operaciones que tienen lugar en la Unidad. Se especificarán los efluentes sólidos, líquidos y gaseosos producidos en el proceso tanto en operación normal como en operaciones especiales y paradas de la Unidad:

- Caudales normales y máximos - Composición

Se indicarán métodos y precauciones necesarias para su manejo y destino final. Se entiende por efluente todo producto de la Planta que no tienen un fin comercial y no se reprocesa dentro de la propia instalación industrial, por ejemplo:

- Efluente gas: humos de combustión en hornos y calderas - Efluente líquido: aguas de purgas, vaciado y limpieza - Efluente sólido: catalizador gastado



2.2. Diseño de Recipientes 2.2.1. Introducción Los recipientes a presión en la industria suelen ser de forma cilíndrica con fondos curvos y se dedican a contener líquidos (en alguna ocasión sólidos), o bien a separar varias fases entre sí. Los sistemas de almacenamiento (tanques atmosféricos, esferas, etc.), debido a su gran volumen, ocupan mucho espacio, y por consideraciones de seguridad, suelen situarse en áreas dedicadas fuera del L.B. de las plantas de proceso, mientras que los recipientes a presión de proceso suelen estar dentro del Límite de Batería de las unidades. 2.2.2. Recipientes a Presión. Condiciones de Diseño Especificaciones de diseño En general, para recipientes a presión se seguirá el código ASME Section VIII, así como Especificaciones propias de recipientes a presión. Presión de diseño Presión de operación Presión de diseño a) entre 0 y 1 kg/cm2g 3,5 kg/cm2g b) por encima de 1 kg/cm2g La mayor entre:

- Presión de operación + 1,75 kg/cm2 - Presión de operación x 1.1 - 3,5 kg/cm2g

Si el recipiente puede estar bajo condiciones de vacío se tendrá también en cuenta esta situación. Temperatura de diseño

- La temperatura de diseño será la máxima temperatura de operación más 15°C (algunas compañías utilizan un criterio más conservador de 28ºC). La mínima temperatura de diseño será 85 ºC.

- Recipientes que contienen fluidos cuyo punto de burbuja a presión atmosférica sea menor de 0°C, tendrán una temperatura de diseño de esa temperatura de punto de burbuja a presión atmosférica.



- Excepto en el caso de recipientes con aislamiento interno, la temperatura del metal se considerará igual que la temperatura del fluido contenido.

- Cuando haya zonas en el recipiente que operan a diferentes temperaturas y estas zonas pueden ser definidas claramente, cada zona se diseñará basada en su temperatura de diseño respectiva.

TANQUE ESFERICO

Atmósfera

Vapor

Nitrógeno

Medidor de nivelBoca de hombre

Válvulas de bloqueo van enclavadas

EntradaSalida

Boca de hombre

HCV HCV

Figura 2.2.1. Esferas



Criterios de Diseño de Recipientes a Presión La información mínima que deberá incluir la Especificación de Ingeniería Básica será:

- Número de identificación del equipo - Servicio: descripción corta del servicio del equipo - Condiciones de Presión y Temperatura: incluyen T y P normales de operación

y T y P de diseño mecánico del equipo (según se ha indicado en el apartado anterior).

- Nivel de líquido: con ello se define la capacidad normal de llenado y la altura de las conexiones de nivel en el recipiente.

- Materiales: Se especificará el material con que se construyen la carcasa y los fondos (normalmente el mismo).

- Sobreespesor de corrosión. Es el espesor que se da a un recipiente por encima del calculado para prever la pérdida de espesor con el tiempo debido a la corrosión. Es una función de la corrosividad del producto dentro del recipiente a las condiciones de operación y del número de años de vida del recipiente que se deseen. Valores típicos son:

o Productos poco corrosivos: 1,5-3 mm (normalmente 3) o Productos corrosivos: 3-6 mm. o Si el cálculo da > 6mm � Mejor especificar otro material

A menos que se especifique por los motivos anteriores u otros un valor, se consideran como mínimo los siguientes valores:

Material del recipiente Sobreespesor de corrosión (mm)

Aceros al carbono (1) 3 Aceros de baja aleación (2) 3

Aceros de media aleación (3) 1,5 Aceros de alta aleación (4) 1,5

Materiales no férricos 0,5 (1) Incluye cualquier tipo de aceros al carbono y microaleaciones (carbon

steel, carbonmanganese steels y microalloy carbon steels). (2) Incluye los siguientes aceros: ½ % Cr - ½ % Mo;1% Cr - ½ Mo; 1 ¼ % Cr - ½ Mo y 2 ¼ Cr - 1% Mo. (3) Incluye aceros: 5% Cr - ½ % Mo y 9% Cr - 1% Mo. (4) Incluye aceros con más de 9% Cr.



- Tratamiento térmico. No se entra en este aspecto aquí, ya que normalmente se especifica en Ingeniería de Detalle.

- Aislamiento: Se especifica si el equipo debe ser aislado o no - Protección personal: para evitar quemaduras por contacto. Para superficies

metálicas se pone cuando T operación > 65º C. - Pérdidas de calor: Se pone por ahorro energético en equipos donde se está

calentando con vapor, combustible, etc. - Traceado: con serpentines de vapor y aislamiento exterior. Se instala para

evitar congelaciones, impedir condensaciones de productos corrosivos, etc. - Conexiones: Se trata de conexiones bridadas a las que se conectará el

recipiente con el exterior que le rodea. Cada conexión se identifica por una sigla (normalmente una letra o número); se dará el número de conexiones necesarias, su diámetro en pulgadas, la dimensión (rating) de la brida y el servicio para que se instala. Normalmente existen conexiones para:

o Entrada y Salida de fluidos de proceso: el diámetro coincidirá normalmente con el de la tubería que entra o sale del recipiente.

o Instrumentos: Temperatura, Presión, Nivel. En general, y si son requeridas conexiones para medidores de nivel se instalarán en 2”. Para conexiones de termopares el tamaño mínimo de orificio será de 1 ½”.

o Válvula de Seguridad: normalmente su diámetro se especifica en Ingeniería de Detalle.

o Purga de Vapor (steam-out): para inertización del recipiente (diámetro de 2” salvo equipos muy grandes 3-4”). La línea a esta conexión incluye válvula y disco ciego.

o Venteo: para inertización del recipiente o Drenaje: para vaciado del recipiente. Los venteos y drenajes seguirán

el siguiente criterio:

Diámetro recipiente (pies) Drenaje (pulgadas) Venteo (pulgadas) 9 y menor 1 ½ 1 ½

10 a 14 2 1 ½ 15 a 19 3 2

20 y mayor 4 3 Los drenajes se instalan con disco ciego asociado a la válvula.



- Ventilación: para aireación del recipiente. El tamaño del orificio de

ventilación viene fijado por el tamaño del recipiente: o 4 pulgadas para recipientes de 10 a 14 pies de longitud o 6 pulgadas para recipientes de 15 a 24 pies de longitud o 8 pulgadas” para recipientes de más de 25 pies de longitud

- Conexión de acceso. Todos los recipientes con diámetro interno de 1 m o

mayor llevarán boca de hombre y aperturas de inspección. Si no existen elementos internos será de 18”; si tiene internos será de 20”. Si el recipiente tiene menos de 1 metro de diámetro uno de los fondos será bridado y servirá como boca de hombre. En caso de que se necesiten orificios adicionales para inspección o desmontar internos o relleno en el recipiente, se instalan bocas de mano de 6-10”.

En general, los orificios de salida de proceso en el fondo de recipientes, (no en conexiones de drenaje) irán provistos de un rompedor de vórtices (vortex breaker). Si existe un demister instalado por debajo próximo al orificio de salida se dispondrá otra conexión por debajo de este demister para la válvula de seguridad (excepto en recipientes llenos de líquido)

- Esquema del recipiente, detallando en el mismo: o Dimensiones principales (diámetro, longitud entre tangentes) o Tubuladuras, incluyendo su localización cuando sea requisito del

proceso o Localización de los puntos de medida de nivel (alto, normal, bajo) o Todos los detalles significativos resultado del cálculo

2.2.3. Tanques de Almacenamiento. Condiciones de Diseño Introducción El almacenamiento y tancaje es un aspecto de gran importancia en una industria que maneje y/o transforme productos líquidos. Si no existe suficiente capacidad de almacenamiento, las unidades de proceso pueden verse obligadas a parar debido a falta de alimentación o de espacio para el producto. Si la capacidad de almacenamiento es excesiva, los costes son muy elevados.



A la hora de diseñar una nueva planta o complejo industrial, los requerimientos de tancaje deben ser evaluados desde un comienzo debido a que pueden ser el factor individual mayor en el coste de la planta (el coste de tancaje puede estar alrededor de un 25% de la inversión requerida para la totalidad del complejo). En el diseño global de la instalación debe incluirse la obra civil, estaciones de bombeo, equipos de protección al fuego y utilities. Dimensionamiento y Diseño del Tanque A la hora de escoger la capacidad de almacenamiento y el tamaño del tanque hay que considerar varios factores como la recepción del producto (si se recibe por barco hay que considerar el tamaño de los mismos, la frecuencia de recepción), el tiempo de descarga, etc. Los rangos de operación en tanques son muy estrechos y particularmente importantes en sistemas con blanketing con un gas inerte (como el N2) o tanques grandes con baja presión admisible. Los problemas para tener márgenes suficientes que permitan a los venteos operar dentro de la presión de diseño son más acusados en tanques de gran diámetro. Los tanques más pequeños pueden soportar mejor presiones algo mayores, mientras que los de gran diámetro son dañados si la presión interna excede la presión de diseño. Una válvula de seguridad (emergencia) protege el tanque contra situaciones de sobrepresión en emergencias y permite caudales de descarga considerablemente superiores. Los tanque de almacenamiento más comunes son los llamados atmosféricos. Pese a su denominación, estos tanques trabajan a una presión ligeramente mayor que la atmosférica, hasta 0,5 psi (14 pulgadas de columna de agua) como máximo. Los códigos de seguridad definen los tanques atmosféricos como los que operan desde la presión atmosférica hasta 0,5 psi por encima de dicha presión. No hay una forma simple y clara de clasificar los tanques por un criterio único como la forma o el tipo de techo; sin embargo, la presión de vapor del fluido almacenado o la presión interna suele ser la forma más común para clasificarlos en los diferentes códigos y estándares. La presión de vapor del fluido determina, en gran medida, la forma y el tipo de tanque usado. En general se suelen clasificar los tanques como:

- de techo fijo: usados cuando la presión de vapor verdadera (a 38ºC) es menor a 0,75 psia. Pueden ser de:



o techo cónico soportado interiormente o techo cónico, cúpula, paraguas o elipsoidal autosoportado; la relación

H/D < 1, con una altura limitada a unos 15-20 m. máximo. o de techo flotante: usado cuando la presión de vapor verdadera está

entre 0,75 y 13 psia a nivel del mar, por cada 1000 ft de elevación sobre el nivel del mar, se reduce la presión de vapor permitida en 0,5 psi

- esferas: generalmente usadas para almacenamiento de productos por encima de 35 kPag / 5 psig (en este caso se sigue el código ASME VIII).

- tanques cilíndricos horizontales: para almacenamiento de productos a presiones de 14,5 psia (1 kg/cm2a) a 1000 psia (70 kg/cm2a) o superiores.

Los tanques de techo cónico son tanques cilíndricos con un eje vertical de simetría. Los tanques con techo en forma de paraguas son similares a los anteriores pero el cono se sustituye por un techo en forma de paraguas. Normalmente estos tanques tienen un diámetro menor a 60 ft. Estos techos pueden ser una estructura autosoportada que no requiere columnas de soporte dentro del tanque desde el fondo del mismo o tener soportación. Otros tanques con techo de aluminio en forma de cúpula son también comúnmente usados, tienen buena resistencia a la corrosión y no requieren soportación interna. Un techo plano soporta mal la presión, haciéndose necesario un mayor espesor y, en este sentido, los techos cónicos también son similares a los planos y no soportan más que unas pulgadas de columna de agua. Cuanto mayor es el diámetro del tanque, más acusado se hace el efecto de la presión. Cuando los requerimientos de presión son mayores, los costes de fabricación hacen que se utilicen formas que soporten mejor dichas presiones: para las paredes, la forma cilíndrica es la más adecuada. Para el techo se utilizan formas esféricas o de cúpula. La esférica es en términos de presión la más económica por menor espesor requerido; sin embargo, es más difícil de fabricar que los techos en forma de paraguas o cúpula.



Válvula de presión / vacio

Boca de hombre

Toma de muestras

Estructura del techo

Tubo tranquilizador

Boca de hombre Boca de hombre

Drenaje de fondoPocetaLíneas de entrada / salida

TANQUE DE TECHO FIJO

Figura 2.2.2. Tanque de Techo Fijo

Los tanques de techo flotante tienen forma cilíndrica y un techo que flota sobre la superficie del líquido. Se construye con una separación entre techo y carcasa de unos 8-12 pulgadas que luego se cubre con un sello. Si el tanque está abierto al exterior por encima del techo flotante se denomina tanque de techo flotante externo (external floating roof EFR tank). La función del techo flotante es reducir las pérdidas por evaporación y la polución del aire reduciendo la superficie de líquido expuesta a la atmósfera. Los tanques flotantes de techo externo pueden convertirse en techo interno simplemente cubriendo el tanque con una cubierta. Estos tanques EFR operan estrictamente a la presión atmosférica. Los tanques flotantes de techo interno se recomiendan en casos en los que además de una presión de vapor entre 0,75-13 psia se trate de servicios con aromáticos u otros productos que requieran blanketing y sensibles a contaminaciones de agua. La presión de trabajo suele venir determinada para prevenir pérdidas por evaporación. Estas consideraciones de diseño, no obstante, no deben sobreponerse a los posibles requerimientos legales y medioambientales que limite el tipo de tanque a utilizar (generalmente tienen en cuenta el volumen máximo admisible y la presión de vapor del producto a almacenar).



La presión de operación requerida para minimizar las pérdidas por evaporación depende de la presión de vapor del producto, las variaciones de temperatura de la superficie del líquido, el espacio de vapor y el tarado del venteo (P/V sistema).

Figura 2.2.3. Tanque de Techo Flotante

Figura 2.2.4. Vista parte externa de tanque de Techo Flotante en parte baja



Existen correlaciones que determinan la presión de operación en función de dichos factores. Como guía general para almacenamiento de hidrocarburos que puedan volatilizar en tanques sin aislamiento pueden usarse los siguientes criterios:

- la mínima temperatura de la superficie del líquido es 5°C menos que la máxima temperatura de la superficie del líquido

- la máxima temperatura del vapor en el tanque es 22°C mayor que la máxima temperatura en la superficie del líquido

- la mínima temperatura del vapor en el tanque es 8°C menor que la máxima temperatura en la superficie del líquido

- condiciones ambientes estables: temperatura < 38°C. Estas variaciones indicadas son, normalmente y de acuerdo a la experiencia, bastante mayores de las que ocurren por variaciones noche / día. Por tanto, suponer una presión de almacenamiento de unos 15 kPa g en los hidrocarburos poco volátiles es relativamente conservador y permite un amplio margen de operación. Las máximas temperaturas en la superficie del líquido varían desde unos 29°C hasta 46°C. Normalmente se consigue una buena precisión en esta estimación considerando que dicha temperatura es unos 5°C superior a la máxima temperatura de la totalidad del líquido en un tanque en dicha situación. Cálculo del Volumen de almacenamiento en un tanque El volumen de almacenamiento útil del tanque se calcula restando al volumen total del mismo las zonas no útiles de fondo y techo y que se pueden estimar según el tipo de tanque siguiendo las siguientes recomendaciones:

Innage, pulgadas Outage, pulgadas Techo Flotante (externo) 36 18 30 (1) 12 (2) Techo fijo 24 18 12 (2) (1) si hay instrumentación de nivel con indicación en panel (2) si hay instrumentación de nivel con indicación en panel y sistema fiable centralizado con válvula de control



Siendo: - Innage: mínimo inventario del tanque, corresponde al volumen de líquido por

debajo del nivel mínimo de bombeo para vaciado del tanque. - Outage: espacio a dejar en el tope del tanque para permitir expansión del

contenido durante cambios de temperatura y para suministrar un margen de seguridad con el fin de prevenir derrames por sobrellenado.

Algunas consideraciones acerca de la temperatura de almacenamiento en tanques se describen a continuación.

• El contenido del tanque debe ser mantenido a una temperatura suficiente para mantener una viscosidad cinemática por debajo de 300 cSt, la que sea mayor. Si la mínima temperatura ambiente es más fría que esta, se preverán sistemas de calentamiento del tanque (serpentín de vapor, etc.).

• Temperaturas de operación próximas o por encima del punto de ebullición del agua representan una situación potencialmente peligrosa en un tanque atmosférico. Si entra agua en el tanque y su temperatura aumenta llegando a hervir produciéndose una súbita vaporización, incremento del volumen e incluso puede causar la rotura del techo y vertido del contenido del tanque fuera del mismo. Si en un tanque caliente se introducen hidrocarburos ligeros se puede dar el mismo efecto. Para minimizar este riesgo, los tanques no deben operarse a temperaturas dentro de un rango. El límite inferior de este rango se considera 93ºC para permitir un margen de seguridad antes de que se alcance el punto de ebullición del agua. El límite superior de este rango depende de la altura de producto en el tanque, dado que el punto de ebullición del agua aumenta conforme aumenta la presión. Por ejemplo, agua en el fondo de un tanque comenzará a hervir a 121 ºC y no a 100 ºC cuando la altura estática de producto sobre el agua es de 35 pies. Por esta razón, tanques con una altura total de hasta 35 pies debe ser operado bien por debajo de 93ºC bien por encima de 130 ºC (121ºC más ~ 10 ºC de margen de seguridad debido a los gradientes de temperatura en tanques calientes).

Para tanques de más de 35 pies, se debe incrementar 0,4ºC a los 130ºC por cada pie de altura por encima de 35 pies. Por ejemplo, la temperatura límite superior del rango de no utilización para un tanque de 65 pies será de 140 ºC. Dado que estos



datos están basados en un líquido de una densidad del agua, los rangos de seguridad para líquidos más pesados se deben calcular separadamente. Como resultado de esto, los tanques se designarán como de servicio frío, con control para prevenir temperaturas de más de 93ºC, o clasificados como calientes cuando operan a más de 130ºC para tanques de hasta 35 pies más 0,4ºC por cada pie para tanques más altos. Los tanques calientes tienen una serie de requisitos a cumplir:

- instrumentación (indicadores de temperatura, TIs) para controlar que la temperatura no baja de los 121ºC

- las restricciones de temperatura mínima aplican no solo a la temperatura dentro del tanque sino también a la de las corrientes entrando al tanque

- se utilizan mezcladores para minimizar las variaciones a través del contenido del tanque

- la temperatura de las corrientes que llegan al tanque así como la del interior del mismo, no deben exceder 230ºC

- la posibilidad de que entre agua o hidrocarburos ligeros debe ser eliminada Además de adecuar procedimientos de operación y puesta en marcha, los sistemas de tubería hacia tanques calientes deben ser simples y estar libres de conexiones que pueden resultar en la entrada de fluidos no convenientes al tanque.



2.3. Diseño de Bombas 2.3.1. Introducción Las bombas suministran energía a un líquido para su transporte contra la acción de la gravedad o alcanzar un recipiente a presión o vencer resistencia por fricción, etc. Dependiendo de determinados parámetros, hay varias formas de suministrar energía al fluido. Algunas de las principales consideraciones a la hora de seleccionar una bomba incluyen: capacidad, presión diferencial requerida, características del fluido, temperatura, presión y características del sistema. Habitualmente, el tipo de bomba a escoger es principalmente una cuestión económica. Técnicamente, bombas centrifugas y alternativas pueden realizar prácticamente los mismos servicios, sin embargo, en la realidad, hay aplicaciones en las que elevados caudales requeridos hacen una bomba alternativa inviable. Normalmente esas aplicaciones son asignadas a bombas centrífugas, mientras que, como regla general muy simplificada, las bombas alternativas se utilizan más para servicios de menores caudales y altas presiones. En una bomba centrífuga, el líquido es dirigido al centro del impulsor (rodete/impeller) que mediante su rotación lo acelera a una alta velocidad y lo descarga fuera de la bomba. Cuando el líquido en el impulsor es forzado fuera del centro del mismo, se produce una reducción de presión en dicho punto que hace que entre más líquido en la bomba. Esto supone un flujo continuo a través de la bomba con una generación de altura producida por el impulsor. En una bomba alternativa (desplazamiento positivo) no se genera una altura. Estas bombas generan un movimiento lineal y un caudal variable en la conexión de descarga. La altura es generada por la resistencia del sistema a fluir. Por ello, estas bombas toman la potencia necesaria hasta que esta es suficiente para superar la resistencia del sistema aguas abajo. Si existen excesivas restricciones al flujo, la bomba puede sobrepresionarse y fallar por el punto de menor resistencia o quemar el motor. Por tanto, requieren la instalación de una válvula de seguridad en la impulsión tan próxima a la bomba como sea posible para evitar dicha sobrepresión. 2.3.2. Diseño Básico de Bombas Centrífugas Características de una Bomba Centrífuga Debido a su versatilidad y características, las bombas centrífugas son las más utilizadas en la industria. Las bombas centrífugas emplean la rotación de un impulsor



como medio de transferir la energía al fluido. El flujo es uniforme y sin pulsaciones. Dado que estas bombas operan por conversión de velocidad en altura de bombeo, el impulsor de la bomba girando a la misma velocidad desarrolla la misma altura de elevación teórica medida en columna del líquido bombeado con independencia de la densidad del fluido. Sin embargo, la densidad del líquido determina la presión conseguida. En una bomba centrífuga, la altura generada es dependiente de la velocidad de entrada y salida del líquido del impulsor, y, por tanto, es independiente de la densidad del líquido. La presión, sin embargo, será directamente proporcional a la densidad. Así, altura y presión son términos intercambiables que pueden convertirse con la siguiente relación:

Presión (psi) = Altura (ft) x sp.gr / 2,31 (una columna de agua a 65ºF de 2,31 ft ejerce una presión de 1 psi)

Presión (kg/cm2) = Altura (m) x sp.gr. / 10

dónde sp. gr. se refiere a la “specific gravity” (densidad respecto del agua) La máxima altura que una bomba puede desarrollar está en función de la velocidad (r.p.m.), el diámetro del impulsor y el número de impulsores en serie. Las modificaciones en el diseño del impulsor y en el ángulo de sus álabes afectan principalmente a la pendiente y a la forma de la curva altura diferencial-caudal, pero tienen un efecto relativamente pequeño en la altura diferencial desarrollada (posteriormente se explica la curva de la bomba). Se dispone de bombas multietapas capaces de conseguir alturas diferenciales de hasta 1.500 m (5.000 ft) y caudales de 270 m3/h (1.200 gpm) o incluso mayores. Especificación de una Bomba Centrífuga Para la Especificación de una Bomba Centrífuga inicialmente se definen los datos de proceso a incluir y que son el caudal de bombeo, la temperatura de operación, la densidad, la viscosidad y la presión de vapor. Es importante el efecto de los sólidos en el fluido y debe especificarse si existen por la erosión que pueden producir en el impulsor y que pueden requerir materiales especiales, fluido de limpieza en los cierres, diseño especial del impulsor si es grande el diámetro de las partículas, filtros especiales, etc.



MOTOR

BOMBA

BANCADA

CARTER

ACOPLAMIENTO

BRIDA ASPIRACIÓN

BRIDA IMPULSIÓN

VOLUTA

CARCASA

MOTOR

BOMBA

BANCADA

CARTER

ACOPLAMIENTO

BRIDA ASPIRACIÓN

BRIDA IMPULSIÓN

VOLUTA

CARCASA

Figura 2.3.1. Partes de una Bomba Centrífuga Cálculos de aspiración Caudal: Considerar el caudal en las condiciones de bombeo (m3/h o gpm) e indicar el caudal de diseño:

- para bombas de alimentación o bombas que transfieren líquido entre columnas se considera como caudal de diseño un 110 % del caudal normal. En algunos casos se puede considerar 115% y hay que tener en cuenta el efecto de posibles cambios que la composición pueda tener.

- para bombas de reflujo de columnas se considera como caudal de diseño un 120 % del caudal normal si la bomba está controlada por caudal. En caso de control por temperatura o nivel, el caudal está sujeto a mayor variación y se puede considerar un 130%.



Cuando el caudal de bombeo baja del mínimo permitido a la bomba, se debe recircular una cantidad suficiente para que el caudal esté por encima del caudal mínimo de la bomba. El caudal de recirculación será normalmente de, al menos, 1 - 2 m3/h para permitir el uso de un orificio de restricción o una válvula de control. Presión normal de aspiración: La presión normal de aspiración PA se obtiene sumando la presión del recipiente de aspiración (P) a la presión estática (Hs) y descontándole la máxima pérdida de carga en el circuito de aspiración ∆P.

PA = P + Hs – ∆P La elevación de la línea central de la bomba se supone en 0,6-0,9 m (2-3 ft) sobre el suelo. Si la aspiración proviene de un acumulador, tanque o fondo de columna, se considera como altura de líquido en el recipiente la línea de tangencia del fondo del recipiente. Excepto para bombas operando en instalaciones a vacío, la presión de aspiración no debe ser menor a la presión atmosférica. A presiones reducidas, filtraciones de aire o vaporización de gases disueltos pueden dar problemas. La mínima presión de aspiración recomendada es de 0,8 kg/cm2a (12 psia). Esto aplica, por ejemplo, en casos como aspiración desde tanques por líneas de gran longitud. La presión estática se calcula como:

Hs = Sp.gr x A / 10 Siendo:

Hs = presión estática (kg/cm2) A = altura estática (m)

Sp.gr = specific gravity a la T operación O, en unidades americanas:

Hs (psi)= 0,4335 x Sp.gr x A (ft)



La pérdida de carga del circuito de aspiración por rozamiento oscila entre 0,15 y 0,35 psi/100 ft, normalmente. En caso de desconocerse la longitud de la línea de aspiración en fase de diseño, puede considerarse una longitud equivalente de 100 m (300 ft) para líneas de hasta 3” de diámetro. Si el diámetro es igual o mayor de 4” se calculará una longitud equivalente resultante de:

Leq = (9,76 x D + 61) metros o

Leq = (32 x D + 200) pies Siendo en ambos casos D el diámetro en pulgadas. Presión máxima de aspiración Se utiliza este cálculo para posteriormente definir la presión de diseño de la bomba y equipo en impulsión. Se calcula sumando a la presión de diseño del recipiente de aspiración (presión de disparo de la válvula de seguridad que protege dicho equipo) la presión estática normal del líquido en el circuito de aspiración. Presión normal de impulsión La presión de impulsión PI se calcula sumando a la presión de operación del recipiente de destino PD, la presión estática Hs y las pérdidas de carga ∆P continuas en el circuito de impulsión:

PI = PD + Hs + ∆P La presión estática se calcula de forma análoga a lo indicado en la presión estática en aspiración. En este caso la altura estática (m o ft) es:

- para una columna: la diferencia entre la cota de entrada del recipiente de destino y el eje de la bomba

- para un depósito o tanque: la diferencia entre el máximo nivel del líquido en el recipiente y el eje de la bomba.

Máxima Presión de Impulsión Esta presión se utiliza para definir la presión de diseño de la bomba y equipo aguas abajo.



La máxima presión diferencial se produce generalmente a flujo cero: válvula en impulsión cerrada (shut-off) y se supone como el 120% de la presión diferencial basada en el valor normal de peso específico para el fluido (algunas ingenierías utilizan métodos más conservadores y consideran la densidad máxima del fluido). Si la fuerza motora de la bomba es una turbina se estima un adicional 10% de presión diferencial en el cálculo de la presión diferencial máxima. La máxima presión de impulsión se calcula como el máximo de:

- presión máxima en aspiración + presión diferencial normal - presión de aspiración + 1,2 x presión diferencial normal

Algunas empresas de Ingeniería son más conservadoras y consideran la máxima presión de impulsión como:

- presión máxima en aspiración + 1,2 x presión diferencial normal Esta última condición debe ser aplicada con carácter general en el caso de las bombas de reflujo en columnas de destilación ya que el cierre de la válvula de control cortaría el reflujo y haría que la presión en el acumulador de cabeza subiera hasta la presión máxima de aspiración. Presión diferencial La presión diferencial es la diferencia entre la presión de impulsión y la presión de aspiración normal. Esta presión indicada en metros o pies se denomina altura diferencial (conversión de unidades de presión a metros o pies tal y como se ha indicado anteriormente). Con la presión diferencial, el caudal, viscosidad y densidad a las condiciones de bombeo, el fabricante define la zona de trabajo de la bomba y con el rendimiento se determina la potencia de la bomba y el tamaño del motor. NPSH El NPSH (Net Positive Suction Head) o Altura Neta Positiva en la Aspiración es un parámetro muy importante en el diseño de bombas centrífugas. Matemáticamente, se define como:

10·)/(

1)·/)(()(

32

cmgcmkgPPmNPSH vaporaspiración ρ

−=

donde las propiedades se refieren a las del líquido en aspiración de bomba. El diseño del circuito de aspiración debe hacerse de tal forma que el valor de NPSH obtenga valores por encima de cero (se recomiendan valores típicos de 3 a 5 metros),



si queremos evitar el problema de la cavitación (generación de burbujas por vaporización parcial del líquido si se cumple que Pasp<Pvap). Para conseguirlo, algunas de las opciones a aplicar son:

- Elevación física del recipiente de aspiración respecto a la bomba - Minimización de las pérdidas de carga en el circuito de aspiración - Enfriamiento de la corriente en el circuito de aspiración

El fabricante de la bomba suele especificar un valor de NPSHrequerida, que deberá ser menor que el valor de NPSHdisponible, que es la calculada con la fórmula anterior, y que depende del circuito en el que se situará la bomba. Potencia de la bomba El trabajo requerido para transportar el fluido es función de la presión diferencial y el caudal de líquido

Hydraulic HP (cv) = Q (m3/h) x ∆P (kg/cm2) / 27 Hydraulic HP (cv) = Q (gpm) x ∆P (psi) / 1714

La potencia real de la bomba “brake horsepower (bhp)” es mayor que la hydraulic HP en la cantidad de pérdidas incurridas en la bomba por fricción de sus elementos, fugas, etc. El rendimiento o eficiencia de una bomba centrífuga puede variar entre un 20% para bombas de bajo caudal (menor de 5 m3/h – 20 gpm), un 70-80 % para bombas grandes (de caudales mayores de 110 m3/h – 500 gpm) e incluso alcanzar un 90% en bombas con caudales mayores de 500 m3/h (2000 gpm).

Brake HP (cv) = HHP (CV) / eficiencia bomba

Para el cálculo de la potencia del motor hay que considerar la eficiencia del motor:

Potencia motor (kWh/h) = BHP (CV) x 0,736 / eficiencia del motor

2.3.3. Diseño Básico de Bombas de Desplazamiento Positivo Dentro de las bombas de desplazamiento positivo se diferencia principalmente las bombas alternativas y las rotativas. En bombas de desplazamiento positivo, la presión de diseño es la suma de la presión de diseño del recipiente de destino más las pérdidas de carga del circuito de



impulsión más la altura estática. Esta presión se considerará como la presión de disparo de la válvula de seguridad que protege estas bombas. 2.3.3.1. Bombas alternativas Estas bombas son mucho menos usadas que las centrífugas en la industria química. Principalmente su utilización se limita a:

- líquidos muy viscosos (tipo asfaltos) - bajos caudales (0,7 – 4,5 m3/h; 3 a 20 gpm) con elevada altura diferencial - servicios intermitentes con grandes variaciones de caudal a bombear con un

coste de operación menor que usando centrífugas Dentro de las bombas alternativas existe un tipo diferenciado que son las bombas dosificadoras. Se trata de bombas alternativas de bajo caudal y volumen ajustable. Este ajuste puede ser manual o automático para conseguir el caudal necesario. Los caudales pueden ser tan pequeños como 0,3 litros/h aunque existen algunas de caudales hasta 2 m3/h. Las presiones de impulsión pueden ser tan altas como 1400 kg/cm2 (20000 psi).

Figura 2.3.2. Funcionamiento de una bomba alternativa

2.3.3.2. Bombas rotativas Son un tipo de bombas de desplazamiento positivo cuyos elementos de bombeo rotativos pueden ser engranajes, tornillos, alabes y lóbulos. Las bombas rotativas pueden emplearse en un campo de 0,2 a 1.100 m3/h con presiones diferenciales hasta 50 kg/cm2. Su utilización se limita a líquidos muy



viscosos que no pueden ser bombeados económicamente por bombas centrífugas, como fuel-oil pesado, lubricantes, asfaltos, etc. En líquidos poco viscosos (menor 20 cSt) puede haber excesivo desgaste y pérdidas. El desgaste, debido al escaso poder lubricante de ese tipo de fluido, puede ser grave para cojinetes y engranajes internos. Estas bombas no se utilizan cuando el fluido puede contener sólidos duros o abrasivos. Tienen la ventaja con respecto a las alternativas de dar un caudal no pulsante

Figura 2.3.3. Bombas rotativas

2.3.4. Selección de bombas En los puntos anteriores se han dado una serie de guías para la selección del tipo de bomba según el servicio requerido. En la siguiente tabla se dan unas áreas estimadas para el uso de los distintos tipos de bombas. Estos valores no deben ser considerados como absolutos y hay rangos comunes a varios tipos de bombas existiendo otros factores que son tan fundamentales o más que estos para la selección de la bomba.

• Bombas Alternativas

Caudal (m3/h) Presión (kg/cm2) 2 - 25 0 – 300

• Bombas Dosificadoras

Caudal Presión (kg/cm2)

20 cm3/h – 2 m3/h 0 - 500



• Bombas Rotativas

Caudal (m3/h) Presión (kg/cm2) 2 - 25 0 - 250

• Bombas centrífugas

Caudal (m3/h)

Presión (kg/cm2)

Tipo Velocidad giro (rpm)

5 – 150 3 - 40 Una etapa 2950 10 – 150 40 - 70 Dos etapas 2950 20 – 400 60 - 700 Varias etapas 150 – 450 0 – 20 Una etapa 1450 450 – 2000 0 – 75 Una etapa/doble asp. 1450/2950 150 – 450 40 - 75 Dos etapas 2950 1 – 100 7 - 400 Sundyne

2.4. Diseño de Compresores 2.4.1. Tipos de Compresores Los compresores son equipos para impulsión de gases. A estos equipos son aplicables muchos de los conceptos desarrollados para Bombas, solo que hay que tener en cuenta la “compresibilidad” de los gases (variación de densidad con la presión). La industria de procesos los emplea para múltiples propósitos, entre ellos:

• Elevar la presión de gases para crear flujo de los mismos por líneas venciendo la pérdida de carga de intercambiadores, válvulas y otros equipos.

• Separar mezclas de hidrocarburos. Una vez a presión los hidrocarburos se separan por enfriamiento en etapas, condensando los más pesados a presiones más bajas y temperaturas más altas.

• Para ciclos de refrigeración, el gas a presión se enfría y se expande para lograr niveles térmicos más bajos. Los gases más empleados para refrigeración son el etileno, propano, propileno, y los sustitutos de los hidrofluorocarbonados.

Los tipos de compresores son, como para bombas:

- Dinámicos:



o Centrífugos: usados para caudales altos, entre 1.700 y 170.000 m3/h y alturas moderadas, entre 27 kNm3/kg y 36 kNm3/kg por etapa de compresión según los fabricantes. Un valor bueno como primera estimación en las primeras fases de diseño es 30 kNm3/kg, que para el caso del aire corresponde a una relación de compresión de 1.3 aproximadamente.

o Axiales: usados para caudales muy elevados, entre 150.000 y 600.000 m3/h que se comprimen con relaciones de compresión bajas. Aptos para aire o nitrógeno, en la actualidad su uso con hidrocarburos está poco experimentado.

- Desplazamiento positivo: usados para ∆P altas y caudales bajos, mucho más usados que las bombas alternativas. Los principales tipos son los alternativos de pistón y los rotativos de tipo tornillo por este orden.

Figura 14. Compresor de héliceFigura 14. Compresor de hélice

Figura 2.4.1. Esquema de un compresor de desplazamiento positivo 2.4.2. Selección del tipo de compresor El objetivo del Ingeniero de Procesos es seleccionar el tipo de compresor a emplear y estimar el funcionamiento del mismo para asegurar la viabilidad de satisfacer las condiciones de proceso y modificarlas para adaptarse al funcionamiento estimado del equipo de compresión. Así mismo para realizar el balance de consumos es necesario que pueda estimar la potencia consumida por los equipos de compresión. Todos estos cálculos son estimaciones, los datos finales de funcionamiento son los realizados por los fabricantes de compresores que conocen las eficiencias de cada etapa, la pérdida



de capacidad y potencia que suponen las pérdidas mecánicas, por ejemplo el pistón de balance en compresores centrífugos supone en ocasiones una pérdida de potencia del 3%, las pérdidas de presión en las válvulas de los compresores de pistón etc. Sirvan como orientación a la hora de seleccionar el tipo de compresor las siguientes guías: Compresores centrífugos Sus ventajas son múltiples por lo que son muy empleados en la industria:

- No requieren equipo de reserva por su alta fiabilidad con un factor de servicio mayor del 99% que permiten su funcionamiento por periodos de más de cinco años sin apertura para mantenimiento.

- Permite trasegar grandes volúmenes de gas (hasta 300.000 m3/h) y tiene buena flexibilidad de caudal con un control relativamente fácil.

- Requieren mucho menor espacio para implantación que los equivalentes de capacidad alternativos.

- Es tolerante con fluidos moderadamente sucios y con presencia de líquido hasta un 3-5%. Es práctica habitual emplear inyección de líquidos para limpieza de rotores en servicios con tendencia al ensuciamiento (flushing).

- El caudal de gas en la impulsión es continuo y uniforme lo que permite fácil medida y control del caudal y no crear perturbaciones en el proceso.

- Permite accionamiento con turbina y motor. Los principales inconvenientes que presentan son:

- La eficiencia es menor para el intervalo bajo de caudales y por tanto su uso se limita a capacidades por encima de 800 – 1.000m3/h.

- Problemas potenciales de bombeo: la presión de descarga varía de forma inversamente proporcional al peso molecular del gas, lo que puede suponer problemas en el caso que este sufra variaciones importantes por el proceso. Por tanto se descarta su uso para gases de bajo peso molecular como el hidrógeno en favor de los compresores alternativos, ya que se necesitarían 20 rodetes en un compresor de dos cuerpos, para una relación de compresión de 3.

- Es una tecnología sofisticada que encarece el coste del equipo y tecnifica la operación y el mantenimiento.



Figura 2.4.2. Compresor centrífugo

La siguiente tabla puede emplearse para realizar una estimación del tamaño de los compresores pero lógicamente esta información varía finalmente para cada fabricante:

Volumen aspiración nominal

Altura politrópica nominal de cada rodete

Eficiencia politrópica

nominal Velocidad rotacional nominal

Diámetro nominal rodete

Carcasa m3/h kNm3/kg % rpm mm A 1.700 – 12.000 30 75 - 76 11.000 406 B 10.000 – 31.000 30 76 – 78 7.700 584 C 22.000 – 53.000 30 77 – 78 5.900 762 D 39.000 – 75.000 30 77 – 79 4.900 914 E 56.000 – 110.000 30 78 – 80 4.000 1.120 F 82.000 – 170.000 30 78 - 80 3.300 1.370

Compresores axiales Las principales ventajas de este tipo son:

- Permite trasegar grandes volúmenes de gas (hasta 800.000 m3/h) y tiene buena flexibilidad de [P para el mismo caudal volumétrico



- El caudal de gas en la impulsión es continuo y uniforme - Permite accionamiento con turbina y motor. Al girar a bajas rpm permite

acoplamiento a turbinas de recuperación o expanders. - Es más eficiente que los centrífugos para su intervalo de caudales - No requieren reserva. Son fiables y requieren poco mantenimiento. - Aunque su coste es más alto que el los centrífugos, en aplicaciones de caudal

extremadamente elevados pueden ser más económicos. Sus principales inconvenientes son:

- Capacidad limitada a caudales por encima de 100.000 m3/h y relaciones de compresión bajas. La eficiencia es menor para el intervalo bajo de caudales.

- Más problemas potenciales de bombeo, al ser más sensible a disminuciones de caudal.

- El control debe ser especialmente fino y suele venir incorporado en la máquina por el propio fabricante.

- Son sensibles al ensuciamiento, partículas en el gas y presencia de líquido perdiendo eficiencia drásticamente.

- La altura varía inversamente proporcional al peso molecular del gas. - Es una tecnología muy sofisticada que encarece el coste del equipo.

Compresores alternativos de pistón Sus principales ventajas son:

- Como su característica de desplazamiento positivo indica, permite alcanzar presiones altas con una sola etapa de compresión. La relación de compresión solo está limitada por la temperatura de descarga y la presión absoluta por las limitaciones mecánicas del equipo.

- Caudal volumétrico prácticamente constante para un intervalo amplio de presiones de impulsión.

- Muy poco sensible al peso molecular del gas. - Presenta valores de eficiencias en torno al 90% para relaciones de compresión

mayores a 3. - Es una tecnología básica no requiere gran especialización en su operación y

mantenimiento. - Presenta un menor coste por unidad de potencia.



Sus principales inconvenientes son: - Limitación práctica de máximo caudal volumétrico en unos 5.000 m3/h. - Flujo pulsante no uniforme que dificulta la medida del caudal y puede

provocar perturbaciones en el proceso aguas abajo. Las fundaciones y las tuberías deben diseñarse para soportar las tensiones originadas por las pulsaciones.

- Relativamente alto mantenimiento y baja fiabilidad por lo que se suele instalar reserva, lo que finalmente se puede traducir en mayores costes de capital frente a instalar un solo compresor centrífugo.

- Requieren más espacio para su instalación que los centrífugos. - Son vulnerables a la suciedad y presencia de condensado. - No pueden acoplarse a una turbina de accionamiento vía un reductor por

limitaciones mecánicas de torsión por lo que se accionan con motor eléctrico.

1. Espaciador2. Vástago3. Cojinete biela4. Cruceta5. Válvula de alivio6. Bulón

7. Cojinete de metal blanco8. Cárter9. Biela10. Regulador / válvula11. Cilindro12. Pistón

13. Cigüeñal14. Contrapeso de inercia15. Tuerca de biela16. Empaquetadura intermedia17. Empaquetadura biela18. Segmentos / bandas19. Jaula de válvula

1. Espaciador2. Vástago3. Cojinete biela4. Cruceta5. Válvula de alivio6. Bulón

7. Cojinete de metal blanco8. Cárter9. Biela10. Regulador / válvula11. Cilindro12. Pistón

13. Cigüeñal14. Contrapeso de inercia15. Tuerca de biela16. Empaquetadura intermedia17. Empaquetadura biela18. Segmentos / bandas19. Jaula de válvula

Figura 2.4.3. Elementos de un compresor alternativo



2.5. Diseño de Intercambiadores de Calor 2.5.1. Introducción Un cambiador de calor es un equipo que permite poner en contacto un fluido frío y otro caliente de forma indirecta (a través de una superficie sólida), con el fin de:

• Aportar calor a una corriente de proceso. El agente calefactor suele ser vapor de agua que condensa y cede su calor latente pero también pueden emplearse aceites térmicos. Ejemplos característicos son:

1. Rehervidor ó “Reboiler” de una columna de destilación, que suministra el calor latente de vaporización al producto de fondo.

2. Generador de vapor de agua, normalmente aprovechando calor en corrientes de proceso que requieren ser enfriadas.

3. Recalentador de corrientes de vapor por encima de su temperatura de rocío.

• Eliminar calor de una corriente de proceso. El agente enfriador suele ser agua ó aire (aerorrefrigerantes) aunque pueden emplearse otros refrigerantes como amoniaco, freones, etileno, propileno, “chilled water”. Ejemplos comunes son:

1. Condensador de una columna de destilación. 2. Enfriador de un producto para enviarlo a almacenamiento a una

temperatura moderada. • Siempre que se pueda, se intentan combinar dos corrientes que necesitan

calentarse y enfriarse respectivamente para que intercambien calor entre sí. De esta forma se integra energéticamente una planta y se minimizan los costes de operación (vapor, combustible, agua)

Figura 2.5.1. Cambiador de doble tubo



2.5.2. Diseño Básico de Cambiadores de Calor El aspecto fundamental del diseño de proceso de cambiadores consiste en proporcionar los datos necesarios para el cálculo del área: a) Caudales másicos de circulación de los fluidos b) Temperaturas de entrada y salida c) Propiedades físicas y térmicas de los fluidos d) Calor intercambiado

Figura 2.5.2. Zona de tubos de un intercambiador de calor

Normalmente el cálculo del área (diseño térmico) y el diseño mecánico se realiza durante la Ingeniería de Detalle ya que las empresas de Ingeniería disponen de grupos especializados en Intercambio de Calor. Sin embargo, el Ingeniero de Proceso debe hacer un diseño térmico estimado, ya que de este modo podría fijar unas temperaturas de salida no realistas, que hicieran el diseño del cambiador muy caro o imposible. Los datos básicos de diseño que deben especificarse son los siguientes:

• Descripción y finalidad del uso del cambiador • Tipo de cambiador. Se define por tres letras que describen por orden el

tipo de cabezal distribuidor, carcasa y cabezal de salida o retorno (ver tabla al final del capítulo). Los tres tipos generales de intercambiadores son:



o De placas fijas: tiene las placas tubulares soldadas a la carcasa y por tanto el haz tubular no es extraíble. Sólo se utiliza en caso de fluidos muy limpios por carcasa, especialmente vapor en termosifones verticales. Coste relativo: 1.0

o Tubos en U: tiene una sola placa tubular atornillada a la carcasa ya que los tubos en forma de U retornan el fluido al distribuidor sin necesidad del segundo cabezal en el extremo opuesto al distribuidor. El haz es extraíble. Sólo se utiliza en caso de fluidos limpios por tubos por ser difícil su limpieza interior. Coste relativo: 1.05

o Cabezal flotante: la placa tubular fija va atornillada a la carcasa y la otra queda libre, lo que permite absorber las dilataciones por variación de temperatura y permitir que el haz sea extraíble. Permite limpieza por lado tubos y carcasa. Coste relativo: 1.25

• Por el tipo de distribuidor encontramos cinco tipos: o A: distribuidor con tapa desmontable para acceso a los tubos para su

limpieza. Haz extraíble con cabezales flotantes en el otro extremo. o B: se desmonta el distribuidor (requiere desconexión de las tuberías de

entrada y salida atornilladas al distribuidor) para acceso a los tubos. Más económico que el tipo A pero útil como alternativa A para presiones elevadas y servicios que no requieran limpieza por carcasa frecuente. Haz extraíble con cabezales flotantes en el otro extremo. Junto con el tipo A son los más usados.

o C: Distribuidor con placa tubular en una pieza. Se accede a los tubos por tapa desmontable. Es más económico que el tipo A pero requiere mayor espacio para extracción del haz tubular en caso de cabezal flotante en el otro extremo.

o N: Similar al C pero con placa tubular fija. Es más económico que el tipo anterior pero no permite la extracción del haz tubular.

o D: Cierre especial de alta presión

• Los tipos de carcasa son los siguientes: o E: Un paso por carcasa. El más empleado. o F: Dos pasos por carcasa con placa longitudinal. Permite en un solo

equipo conseguir mejor acercamiento (approach) de temperaturas



evitando el cruce de temperaturas. La integridad del cierre de la placa longitudinal limita la pérdida de carga en el equipo a 0.5 kg/cm2.

o G, H y J: Dividen el flujo, dando lugar a una disminución de la longitud a recorrer por el mismo y una disminución también de la velocidad, y como consecuencia de ambos se tiene una reducción de la pérdida de carga. Por tanto están pensados para servicios con muy baja pérdida de carga y en los que la baja velocidad del fluido no afecta significativamente al coeficiente de transmisión de calor del lado carcasa como vaporizadores por circulación natural tipo termosifón o condensadores de columnas de destilación.

o K: tipo kettle, se emplea solo en vaporizadores. La carcasa tiene dos diámetros, uno menor en la entrada del haz tubular adaptado al diámetro de este y otro mayor que permite disponer de una zona de separación líquido/vapor.

o X: similar al G sin baffle longitudinal para pérdidas de carga aún menores. Empleado en enfriadores interetapas de grandes compresores.

• En cuanto a los cabezales de salida tenemos: o L, M y N: la placa tubular esta fija (solidaria a la carcasa) y por tanto

no permiten extracción del haz. Son similares a los tipos de distribuidor A, B y N.

o P: cabezal flotante con cierre a la carcasa mediante prensaestopas. Permite un solo paso por el lado tubos (algo realmente poco habitual por los problemas de dilatación que conlleva) situando la salida en la tapa desmontable. Suele emplearse solo con fluidos que no presente peligro ante posibles fugas como en el caso agua.

o S: Placa tubular flotante. Requiere desmontar el cabezal para extracción del haz tubular desde el extremo del distribuidor. El más empleado.

o T: Placa tubular flotante, similar al tipo S pero más caro porque el diámetro de la carcasa es mayor para el mismo tamaño del haz tubular pero permite su extracción sin desmotar el cabezal de retorno.

o U: no es un cabezal sino el propio haz tubular con tubos en U el que hace de dispositivo de retorno del fluido.



o W: similar al P pero permite colocar la tubuladura de salida (en caso de utilizarse como cabezal de salida), no en la tapa, sino en sentido radial con ventajas de espacio, etc.

Figura 2.5.3. Intercambiador de carcasa y tubos (flujo en contracorriente)

• Algunas normas básicas para seleccionar el tipo de intercambiador son:

o Superficies pequeñas (10-15 m2): doble tubo o Servicio limpio por tubos (rf <0,0002 hm2ºC/kcal): tipo U o Presión lado tubos alta (Pd > 70 bar) tipo U y tubos 1” (servicio sucio). o Servicio limpio por carcasa: cabezal fijo y haz tubular con pitch

triangular. o Como alternativa se emplea para termosifones verticales con vapor de

agua por carcasa placas fijas. o Servicio sucio por carcasa: cabezal flotante y haz tubular con pitch

cuadrado para acceso a limpieza mecánica o con hidrojet.

• Naturaleza del fluido (Hidrocarburos, agua, otros). La localización de fluidos por tubos o carcasa puede hacerse siguiendo los siguientes criterios generales, que aplican a igualdad de otras consideraciones. En caso de que existan dos o más criterios contrapuestos debe realizarse un análisis cuantitativo para determinar cuál prevalece o bien emplear el buen criterio del diseñador, la experiencia operativa en servicios similares, etc.:



o El fluido más sucio se tiende a pasar por el interior de los tubos donde la limpieza mecánica o por agua a presión es más sencilla.

o El fluido más corrosivo se tiende a situar por el lado tubos lo que minimiza el empleo de la metalurgia más noble (distribuidor y haz tubular vs. carcasa y haz tubular en caso contrario).

o Por igual motivo el fluido a mayor presión tiende a situarse también por el lado tubos.

o Fluidos muy viscosos suelen ir por el lado carcasa para mejorar el coeficiente de transferencia, ya que el paso a través de los tubos del haz rompe la tendencia al flujo laminar que presentan estos fluidos por el interior de los tubos lisos.

o En ocasiones la pérdida de carga admisible determina la ubicación de los fluidos (por ejemplo vapores condensando y líquidos vaporizando por carcasa)

o Fluidos con caudal muy bajo suelen ir por tubos ya que variando el número de pasos se alcanzan velocidades razonables que mejoran el coeficiente de transferencia.

• Contenido en azufre de los fluidos: se especifica a efectos de selección de materiales por corrosión.

• Caudales por carcasa y tubos, tanto totales como parciales de líquido y vapor si es fase mixta. Es importante establecer el caudal de incondensables en la corriente, si los hay, entendiendo por incondensables productos ligeros como H2, N2, O2 que tienen a acumularse en el cambiador impidiendo la transmisión de calor.

• Propiedades de las fases líquida y vapor tanto de carcasa como de tubos. Aunque no aparecen las propiedades térmicas calor específico y conductividad térmica, es necesario especificarlas para estimar la superficie del cambiador.

• Condiciones de operación: Presión y Temperatura. • Pérdida de carga admisible. Todo cambiador produce una cierta ∆P al

pasar el fluido por él (tanto carcasa como tubos). Algunas consideraciones son: o Si ∆P↓, ahorramos energía y coste de equipo si el fluido es impulsado

por bomba o compresor.



o Si ∆P↑, ahorramos normalmente coste del cambiador. Aunque no se pueden dar reglas fijas, suelen ser frecuentes: o ∆P = 0.7 kg/cm2 líquidos poco viscosos (mayor para líquidos muy

viscosos). o ∆P = 0.01 - 0.1 kg/cm2 para rehervidores o ∆P = 0.07 - 0.35 kg/cm2 para condensadores

• Factor de ensuciamiento esperado • Calor intercambiado y superficie estimada (para lo que es necesario

calcular previamente el coeficiente global de transmisión de calor U). • Calor Intercambiado Diseño (especificar en caso de dar sobrediseño). • Presión y Temperatura de Diseño en lados carcasa y tubos. Se fijan igual

que para recipientes. Una práctica habitual es limitar la Presión de Diseño más baja a 2/3 del lado del lado de más presión por integridad mecánica. Especial atención a condiciones de shut-off de bomba (muy frecuente ya que un cambiador no suele llevar válvula de seguridad PSV).

• Datos mecánicos que pueden venir definidos por razones de proceso: o Diámetro nominal tubería: igual al de las tuberías de entrada y salida. o Sobreespesor de corrosión o Material de tubos, carcasa, distribuidor y placa. o Diámetro: Normalizado; cuanto más pequeños los tubos más área se

instala en la misma sección de carcasa. Para permitir limpieza interior el más frecuente es ¾” y a continuación 1” para limitar la pérdida de carga en caso de ser necesario o para permitir limpieza de tubos en U.

o Longitud: Normalizada; cuanto más largo es el intercambiador más económico resulta. Muy frecuente en la industria del petróleo es 20 ft (6.096 mm), salvo pequeños cambiadores (decenas de m2) que suelen ser de longitud menor. También depende del espacio disponible en planta. Lo normal es que en una misma planta se exija un mismo diámetro, espesor y longitud para todos los tubos del mismo material de sus intercambiadores a efectos de minimizar repuestos.

o BWG: define el espesor del tubo y depende de la presión y la temperatura de diseño, de la corrosividad del fluido y de la vida deseada del haz tubular (3-5 años típico). Existen valores normalizados: 12 (2,77 mm), 14 (2,11 mm), 16 (1,65 mm). Suelen especificar en función del material:



Material Diámetro exterior

(pulgadas) BWG

recomendado Espesor

(pulgadas) Acero al carbono ¾ 14 0,083 Acero al carbono 1 12 0,109 Acero inoxidable ¾ 16 0,065 Acero inoxidable 1 14 0,083

• Paso: define la disposición de los tubos (transversal) en cuanto a distancia entre centros y geometría

Triangular Triangular rotada

Cuadrada Cuadrada rotada

Dirección del flujo

Figura 2.5.4.Tipos de disposición de tubos La siguiente tabla es una guía para seleccionar la disposición de tubos:

Paso Triangular Triangular Rotada Cuadrada Cuadrada

rotada Angulo ataque 60º 30º 90º 45º

Transferencia calor (lado carcasa) 1 (alta) 2 4 3

Pérdida de carga 4 (alta) 3 1 2 Limpieza mecánica

exterior tubos NO NO SÍ SÍ La disposición triangular permite instalar un 15% más de área en la misma carcasa que junto con el buen coeficiente de transferencia lo hace el preferido salvo que se requiera limpieza mecánica del exterior de los tubos. Los pasos típicos suelen ser:



• Diámetro de tubo = ¾” � paso = 1” • Diámetro de tubo = 1” �paso = 1 ¼”

Como mínimo el paso debe ser 1,25 x (Diámetro del tubo). 2.5.3. Diseño Básico de Aerorrefrigerantes El aerorrefrigerante es un tipo de cambiador que sirve para enfriar o condensar un fluido utilizando como fluido frío aire impulsado o aspirado por un ventilador. De esta manera no es necesario el empleo de agua para disipar el calor, agua que luego entrega el calor al aire en una torre de refrigeración o al mar. Utilización de Aerorrefrigerantes Los aerorrefrigerantes al no requerir agua permiten que plantas con grandes necesidades de refrigeración puedan instalarse en sitios sin disponibilidad de agua. Los aerorrefrigerante incluyen desde el más sencillo y pequeño radiador de un automóvil hasta grandes condensadores de columnas de destilación de 20 Mkcal/h y dimensiones de 9 m x 60 m o incluso condensadores de vapor de turbinas de generación de vapor cientos de MW. En muchas plantas de proceso químicas suelen emplearse en combinación con intercambiadores de carcasa y tubos que emplean agua de refrigeración o bien como sustituto de los mismos. Veamos pros y contras del empleo de aerorrefrigerantes.

• El coste de un aerorrefrigerante es entre 2 y 3 veces el de un intercambiador carcasa y tubos con agua de refrigeración por los siguientes motivos: o La conductividad térmica del aire es mucho más baja que la del agua

lo que resulta en coeficientes de transferencia mucho más bajos y en una mayor área instalada. En parte se compensa instalando tubos aleteados que aumentan unas veinte veces el área lisa.

o La temperatura de diseño del aire es más caliente que la del agua de refrigeración lo que resulta en menor ∆tml.

o Adicionalmente la instalación de esa mayor superficie de intercambio requiere un espacio disponible muy grande, en comparación con la instalación de un intercambiador de agua de refrigeración, y en un sistema estructural de soporte muy costoso.

• Los costes operativos se reducen a la energía eléctrica de los motores que impulsan el aire. En el caso del agua de refrigeración son mucho más



elevados (coste del agua, tratamiento, energía eléctrica consumida en los ventiladores de la torre y bombeo).

• Los costes de mantenimiento (no requieren limpieza, menor equipo dinámico) e instalación son menores que para el cambiador con agua.

• Mantiene en torno a un 30% de su capacidad de refrigeración en caso de fallo eléctrico por el tiro natural del aire.

• En el caso de temperaturas en el fluido a enfriar por encima de 150ºC, el empleo de agua de refrigeración esta desaconsejado por problemas de diseño mecánico (alta ∆T) y ensuciamiento por deposiciones en el lado agua.

• Se consigue un approach de temperaturas de 10 a 15ºC ya que el área requerida hace imposible reducirlo, mientras que con agua se alcanza 3-5ºC.

• Por los dos motivos anteriores se suele emplear en multitud de ocasiones, aerorrefrigerante seguido por un enfriador con agua.

• Requiere un área de implantación grande. Se suele paliar situándoles encima de pipe-racks.

• Son relativamente ruidosos. • Su diseño es sofisticado y hay pocos suministradores. • Para líquidos muy viscosos resultan aún mucho más costosos porque el

coeficiente de transferencia es mejor en el lado carcasa que en el interior de los tubos (más turbulencia).

Especificaciones básicas de Aerorrefrigerantes Las especificaciones generales son análogas a las ya vistas para intercambiadores de calor de tipo carcasa y tubos. Tan sólo señalar que no suele especificarse factor de ensuciamiento en el lado aire (típico 0,001 hft2ºF/Btu) ya que su contribución resulta despreciable al corregir por la relación de áreas lisa vs. aleteada. La temperatura del aire viene especificada en los Datos Básicos de Diseño y suele determinarse como aquella temperatura que sólo es sobrepasada el 5% del tiempo a menos en un año. El diseño térmico y mecánico es parte de la Ingeniería de Detalle, y en muchas ocasiones es encomendado directamente a los suministradores por tratarse de una labor muy especializada. Sin embargo es importante que durante la Ingeniería Básica se realice un prediseño para asegurar la factibilidad.



Figura 2.5.5. Estructura de un aerorrefrigerante

He aquí un resumen de algunos criterios habituales de diseño a contemplar.

• Limitaciones de ventiladores: o Velocidad del aire ~ 3 m/s (salida del haz tiro forzado)

8 m/s (salida ventilador tiro inducido) o Área cubierta: 40% mínimo

)65,0(

)()·/( 1,0)(

3

Eficiencia

mbarPsmcaudalHPPotencia

∆= Máximo recomendado 35 HP

• Longitud de tubos 30 ft (típico) • Número de filas de tubos entre 4 y 6 (típico) • Tipo de tubos: 1” OD (diámetro externo) con 12 BWG (típico) • Paso triangular: 2 ½” – 2 3/8” • Aletas:

o Altura: 0.6” – 0,625” o Espesor: 0,012” o Número de aletas: 9-11 aletas



• Valores típicos del coeficiente de transferencia 3-6 Btu/hft2F sobre superficie aleteada: o Condensador de columna de destilación: 3,8 Btu/hft2ºF o Condensador de vapor: 6 - 7 Btu/hft2ºF o Enfriador de Agua: 5,0 Btu/hft2ºF o Enfriador de gas: 3,0-3,5 Btu/hft2ºF

TIRO INDUCIDO TIRO FORZADO

Figura 2.5.6. Aerorrefrigerantes de tiro inducido o tiro forzado



2.6. Diseño de Hornos Un horno es un equipo de proceso utilizado para calentar o evaporar un fluido haciéndolo circular a través de tubos expuestos a la radiación de una llama (o, en ocasiones, de filamentos incandescentes en el caso de hornos eléctricos). Los hornos pueden considerarse grandes intercambiadores de calor en los que la fuente de calor es principalmente el calor de combustión de un fuel (líquido o gas). El calor se transmite indirectamente de los gases de combustión al fluido que circula a través de los tubos. A diferencia de un intercambiador de calor en el que predomina la transferencia de calor por convección, en un horno de proceso, el mecanismo más importante de transmisión de calor es la radiación de la propia llama, del refractario que cubre las paredes de la caja del horno y de los humos calientes. Las principales partes de un horno son las siguientes:

- Sección de radiación. Se conoce comúnmente como caja del horno. Es en esta zona donde se disponen los quemadores y se completa la combustión. El modo principal de transferencia de calor en esta zona de radiación es, de ahí su nombre, la radiación. Una parte del calor transferido es por convección, al circular los gases en contacto con los tubos de la zona radiante. - Sección de convección. Recupera el calor de los humos que salen de la zona radiante, siendo el modo principal de transferencia de calor la convección. - Chimenea. Proporciona el tiro necesario para establecer el caudal de aire y humos a través del horno.

Figura 2.6.1. Partes de un Horno



2.6.1. Criterios de Diseño de Hornos Especificaciones de Diseño En general, durante la etapa de Ingeniería Básica, la especificación de un horno se limita a hornos en servicios generales. En otros servicios que pueden denominarse críticos, como pueden ser hornos a temperaturas mayores de 500ºC, hornos a presiones mayores de 70 kg/cm2, etc. la especificación incluye un diseño detallado del horno que según normas API, planos generales de disposición de tubos y especificaciones de quemadores. La información mínima que deberá incluir la Especificación de Ingeniería Básica será:

- Descripción del servicio, nombre equipo, etc. - Datos generales de operación. Se incluyen dos apartados: uno para

proceso y otro por si, en el mismo horno, además de calentar el fluido de proceso se aprovecha la energía para otro servicio (generación de vapor, recalentamiento de vapor, precalentamiento de BFW, etc.). Entre otros datos se incluye la vaporización esperada en el horno (si es el caso).

- Propiedades físicas de las distintas fases presentes a la entrada y salida. Estas propiedades deben completarse con las curvas entálpicas y de propiedades para permitir el adecuado diseño térmico posterior (densidades, viscosidades, conductividades, etc.)

- Condiciones de operación. Tales como P, T, pérdida de presión admisible, flujo térmico, poderes caloríficos de los combustibles (fuel oil y/o fuel gas).

- Datos básicos del equipo. Presiones de diseño, diámetro de líneas y metalurgia de tubos.

- Distribución de calor para los distintos servicios (fluido de proceso y otros, si los hay); condiciones de operación de los fluidos y factores de ensuciamiento a considerar en el diseño.

- También deben detallarse los combustibles a utilizar y propiedades de los mismos.

Finalmente se detallan las condiciones de diseño mecánico, presiones de diseño, máximas temperaturas de tubos, disposición y número de los mismos, materiales, y otros detalles de sistema de precalentamiento de aire, quemadores, etc. A continuación se muestran algunos criterios generales de diseño. - Aire exceso:

· Tiro natural, instrumentación típica, fuel gas: aprox. 15%



· Tiro natural, instrumentación típica, fuel oil: aprox. 15-20% · Tiro natural, instrumentación típica, fuel oil-residuo 20-25% · Tiro forzado se puede reducir en un 5% respecto a los valores anteriores.

- Flujo radiante. En general no superarán los siguientes valores: · Vertical cilíndricos:

- longitud tubos (20 – 30 ft): 12.000 Btu / h ft2 - longitud tubos (> 30 ft): 13.000 Btu / h ft2

· Cabina: 14.000 Btu / h ft2 · Doble fuego tubos en U: 22.000 Btu / h ft2 · Para pequeños hornos no superar los siguientes valores:

Duty radiante (106 Btu/hr) Flujo radiante (Btu/h ft2) 10 10.000 9 9.000 8 8.000 7 7.000 6 6.000 5 5.000

4 y menos 4.000 - Pérdida de presión - Precalentamiento aire

· En general utilizar precalentamiento de aire cuando el duty es mayor que 70 Millones Btu/hr y la temperatura lado proceso mayor 500ºF · Precalentamiento aire con vapor hasta 110ºC · Soplante de tiro inducido · Quemadores de tiro forzado · Salida humos chimenea 42ºC por encima del punto de rocío

- Generadores de vapor: entrada de agua de alimentación 14ºC por encima del punto de rocío. - Número de filas de tubos:

· Para combustibles gases 10 filas · Para combustibles líquidos 12 filas

- Convectiva: instalar 3 filas iniciales sin aletas



- Aletas · Gases: 5 aletas/pulgada, espesor 0,05”, longitud 0,5 – 1” · Fuel oil: 3 aletas/pulgada, espesor 0,10”, longitud 0,5 - 0,75”

- Velocidad de humos · Tiro natural 0,2 – 0,3 lb/sg ft2 · Tiro forzado 0,3 – 0,4 lb/sg ft2

- Fuel oil precalentamiento hasta viscosidad menor 150-200 SSU Geometría de la Caja del Horno

• Longitud de tubos - Tubos cortos suelen suponer una alta temperatura de humos a convectiva. - Los humos no tienen suficiente tiempo de residencia para la transmisión

de calor. - Los tubos deben ser de 18 ft a 20 ft de longitud para obtener un buen

diseño. En al caso de tubos verticales estos no deben ser mayores de 60 ft de largo.

• Flujo de Calor Volumétrico El calor volumétrico es el calor emitido de combustión dividido por el volumen de la caja radiante. La norma API-560 limita este valor a 12000 Btu/ft3. En hornos pequeños, y según la experiencia, se suele limitar a 8000 Btu/ft3. En hornos grandes con un flujo radiante de 10000 Btu/h.ft2 se suele tener un calor volumétrico de unos 4000 Btu/ft3. Si el calor volumétrico resultante es muy alto una alternativa en el diseño es disminuir el flujo de calor radiante.

• Distancia tubo-quemador

La distancia tubo-quemador es un parámetro muy importante en el diseño del horno. La radiación de la llama es directamente proporcional al cuadrado de la distancia al tubo. Pequeñas distancias suponen choque de la llama, puntos calientes (hot spots) y posibles roturas del tubo. La norma API-560 indica unas distancias mínimas a considerar. Estos valores no están muy bien considerados en la industria y existen otros criterios más utilizados. A continuación se dan algunos valores de referencia.



Figura 2.6.2. Tubos en un Horno

Quemadores de gas

Máximo calor cedido por quemador (MM Btu/h)

Espaciado horizontal desde centro de quemador a centro

de tubo (pulgada) 4 39 6 39 8 45 10 48 12 54



Figura 2.6.3. Quemador de Gas Quemadores de fuel oil

Máximo calor cedido por Quemador (MM Btu/h)

Espaciado horizontal desde centro de quemador a

centro de tubo (pulgada)

4 48 6 48 8 54 10 57 12 60

Figura 3.4. Quemador de fuelóleo



• Número de tubos en zona convectiva Se selecciona un número par de tubos por fila. Por ejemplo, un horno de 4 pasos puede tener 4, 8, 12 o 16 tubos por fila. El número de tubos se selecciona para dar una velocidad de humos de 0,3 lb/sg.ft2. El ancho no debe sobrepasar los 12 ft para evitar un coste excesivo debido a soportes de tubos intermedios.

• Número de filas de tubos Se requieren 3 filas iniciales sin aletas que tendrán un coeficiente de transmisión de calor de 8-9 Btu/h.ft2. Los tubos siguientes con aletas tienen un coeficiente en torno a 4-5 Btu/h.ft2. El número de filas con aletas se calcula para obtener la temperatura de acercamiento (approach) deseada. Normalmente un horno con quemadores de gas tiene unas 7-8 filas de tubos con aletas mientras que quema fuel oil suele tener 9-10. La densidad de aletas suele calcularse de acuerdo a las tablas siguientes:

Quemadores de Gas

Diámetro nominal tubo (pulgadas)

Longitud aletas (pulgadas)

Aletas/pulgada Espesor aletas (pulgadas)

3 0,5 5 0,05 4 0,75 5 0,05 5 1 5 0,05 6 1 5 0,05

Quemadores de Líquido

Diámetro nominal tubo (pulgadas)

Longitud aletas (pulgadas)

Aletas/pulgada Espesor aletas (pulgadas)

3 0,5 3 0,1 4 0,75 3 0,1 5 0,75 3 0,1 6 0,75 3 0,1



2.7. Diseño de Tuberías El Ingeniero de Procesos que genera el balance de materia y energía fija las presiones a lo largo de los distintos equipos de la unidad. Los puntos en los que se requiere una presión determinada por condiciones de proceso (reactores, columnas, almacenamiento, límites de batería de la unidad) son únicamente unos pocos en cada unidad. Inicialmente se fijan dichos puntos y el resto estarán basados en aquellos fijados. A partir de allí se define la hidráulica de todo el sistema. 2.7.1. Criterios generales de Diseño de Líneas de Proceso Uno de los aspectos importantes en el cálculo de la hidráulica de un sistema es el diseño de tubería. A continuación se dan una serie de guías y reglas para el Ingeniero de Procesos a la hora del prediseño y comprobación de líneas.

- El dimensionamiento de la línea se basa en el caudal normal y la presión normal consideradas en el diseño (balance de materia). Sin embargo, el Ingeniero de Procesos debe tener en cuenta el efecto de los caudales de diseño (sobrediseño sobre los caudales normales), los máximos caudales requeridos en casos puntuales, condiciones de puesta en marcha o parada de unidad, etc. que pueden tener influencia en el perfil de presiones de la planta.

- Como guía para comenzar el trabajo de diseño de la hidráulica en general y del piping en particular, es útil comenzar desarrollando un esquema de la planta y sistema de tubería indicando el perfil normal de presiones y reflejando las distintas alternativas que se presenten. Este esquema también supone un buen medio para mostrar el posible efecto de la altura estática en las consideraciones de presión usadas en el dimensionamiento.

- Habitualmente se considera para selección del diámetro de línea la pérdida de presión (normalmente indicada en psi/100 ft de longitud equivalente o kg/cm2/km). La velocidad es también un factor importante, se suele indicar en ft/s o m/s y su trascendencia radica en el efecto que la velocidad puede tener en las instalaciones: altas velocidades pueden producir erosión, etc. Mientras que bajas velocidades pueden producir ensuciamiento de las mismas en fluidos sucios, etc.

- La máxima velocidad que un fluido compresible puede tener es la velocidad del sonido en ese fluido. Se puede calcular mediante:

TRgkVS ···=



donde: Vs es la velocidad sónica en ft/s k es el ratio de calores específicos Cp/Cv g = 32,2 ft/s2 R = 1544/Peso Molecular T = temperatura absoluta (ºR) En muchas ocasiones se olvida considerar la velocidad sónica, resultando una presión aguas abajo calculada menor que la que realmente ocurrirá en el sistema. Lo que realmente sucederá es que la presión aguas abajo será lo suficientemente alta para que la velocidad sónica del fluido no se supere al final de la tubería. La presión real aguas abajo debe utilizarse para cálculos de pérdida de presión. Este caso de diseño se da en sistemas de descarga de seguridad y algunos sistemas de alta pérdida de carga (∆P).

- Si el volumen específico de un gas en una línea varía significativamente debido a la pérdida de presión en la línea se deben hacer las correcciones necesarias a la hora del cálculo de la ∆P. Como regla general, si la ∆P para una longitud de línea es: o menos que un 10% de la presión absoluta aguas arriba, se puede tomar

para el cálculo cualquiera de los volúmenes específicos o entre un 10 y un 40% de la presión absoluta aguas arriba, se debe usar el

volumen específico medio o más de un 40% se divide la línea en tramos para el cálculo (dichos tramos

deben entrar ya en el rango de menos del 40% de variación de la presión). - Habitualmente se considera como límite inferior del tamaño de líneas de

proceso o servicios a través de racks o soportes 1”. Para minimizar repuestos no se utilizan tamaños de tubería como 1 ¼”, 2 ½”, 3 ½” y 5”. Para tubería menor igual o menor a 2” utilizar al menos Schedule 80.

- El diámetro exterior de un tamaño de línea determinado es constante, siendo, por tanto, el interior el que se reduce conforme los requerimientos de espesor (presión, corrosión) aumentan. Esto debe ser tenido en cuenta sobre todo al diseñar sistemas a alta presión o que requieran altos sobreespesores de corrosión.



- Al considerar el espesor de tubería por requerimientos de presión o sobreespesores de corrosión, se debe tener en cuenta que la tolerancia de espesor en tubería hasta 24” extruida (sin soldadura) es de +/- 12,5%. Esta tolerancia se reduce a +/- 0,01% en tubería soldada (obtenida al enrollar placa) en tamaños mayores de 24”.

- Habitualmente, en la etapa de Ingeniería Básica, el Ingeniero de Procesos estima distancias entre equipos (unos 30-40 m) puesto que no dispone de la disposición final de los equipos. Con este valor cuenta ya con un margen para considerar los accidentes en la línea (codos, válvulas de corte, etc.). En caso de que disponga de distancias mayores entre equipos (100 m o más; líneas interconexión unidades, etc.) le añade un 30% para transformar en longitud equivalente los posibles accesorios en la tubería.

- Cuando se trata de “revamps” (incrementos de capacidad de unidades) los límites de velocidad pueden ser en ocasiones sobrepasados si ello evita grandes cambios en tubería que pudiera hacer imposible o no económico el proyecto.

2.7.2. Criterios de velocidad y pérdida de carga (∆P) en tuberías según servicio En las tablas siguientes se muestran criterios generales para el diseño de tuberías:

Servicio ∆P permitida (psi)/100 ft Velocidad o ∆P Líquidos

Aspiración de bomba (líquido en punto de burbuja) 0,15 Aspiración de bomba (líquido subenfriado) 0,35 Impulsión de bomba 1,5 V < 700 ft/min Líquido no bombeado a válvula de control (flujo por gravedad de líquido en punto de burbuja)

2,6 x (specific gravity)* V < 700 ft/min

Agua de refrigeración 0 – 700 gpm < 1,3

700 – 2.800 gpm V ~ 500 ft/min 2.800 – 7.000 V ~ 600 ft/min

> 7.000 V ~ 700 ft/min



Servicio ∆P permitida (psi)/100 ft Velocidad o ∆P Gases y vapor de agua

Vacío 4% de la Presión absoluta Aspiración compresor alternativo 0,043 x P0,5 V (ft/min) < 2000 x (28,8/MW)0,5 Aspiración compresor centrífugo 0,043 x P0,5 V (ft/min) < 3.540 / ρ0,5 Descarga compresor alternativo 0,043 x P0,5 V (ft/min) < 3.000 x (28,8/MW)0,5 Descarga compresor centrífugo 0,043 x P0,5 V (ft/min) < 6.000 / ρ0,5

Vapor cabeza columna

P > 300 psia 1,25 150 < P < 300 psia 0,75 15 < P < 150 psia 0,30 5 < P < 15 psia 0,15

P < 3,75 4% de la Presión absoluta

Vapor saturado 1,1 V ~ 6.000 ft/min Vapor sobrecalentado 1,1 V ~ 15.000 ft/min

* Specific gravity: densidad referida a la del agua



2.8. Diseño de Sistemas de Alivio de Presión 2.8.1. Introducción. Seguridad del Proceso La seguridad en el proceso debe ser motivo de preocupación de cada empleado en una industria moderna. Todos, desde la dirección, los Ingenieros de Proceso, operadores y personal de mantenimiento deben ser conscientes de los riesgos que lleva consigo la operación de una o planta petroquímica procesando materiales combustibles. Este capítulo trata la seguridad en el proceso desde el punto de vista del Ingeniero de Proceso a cargo del diseño. Sus responsabilidades en el diseño del proceso son:

- diseñar la unidad de proceso para minimizar el riesgo - conocer la normativa y standards de seguridad en el proceso - reconocer las potenciales causas de sobrepresión - determinar las descargas basadas en los posibles sucesos - diseñar el instrumento de descarga y el sistema asociado

2.8.2. Diseño y Planificación para la Seguridad En un buen diseño de una unidad de proceso se encuentra un elevado número de capas protectoras diseñadas para minimizar el riesgo:

- Diseño del proceso. Los aspectos de seguridad inherentes a la unidad de proceso comienzan con una precisa representación del balance de materia y calor en operación normal. Además, se trata de disponer y configurar el equipo para minimizar el riesgo

- Controles Básicos del Proceso. Los controles básicos del proceso deben ser diseñados para mantener la operación en condiciones seguras y volver la unidad a las condiciones de operación normal tras un incidente o desvío de las mismas.

- Alarmas y supervisión del operador. Cualquier desviación de las condiciones normales de operación que pueda considerarse una señal de condiciones inseguras o potencialmente inseguras debe ser indicada por el sistema al operador (alarmas en panel, etc.)

- Paradas. Cuando una señal se desvíe de su valor de operación normal, no haya podido ser corregida y suponga un riesgo potencial, activará un sistema de enclavamientos parada de la unidad en posición segura.

- Sistemas de alivio de presión. Estos instrumentos de descarga están diseñados e instalados de forma que alivian la presión del sistema cuando esta supera la



presión del equipo. La descarga desde estos instrumentos se realiza a un lugar seguro (ya sea una antorcha, otro recipiente, etc.)

- Plan de emergencia. En caso de una explosión, fuego o emisión de productos tóxicos, la refinería debe contar con planes de emergencia para minimizar el riesgo del personal y del equipo e instalaciones en la planta. Del mismo modo, las comunidades adyacentes a las plantas tienen también planes de emergencia con objeto de proteger a las comunidades.

2.8.3. Diseño y Selección del Sistema de Alivio de Presión Existen varios tipos de instrumentos de descarga entre los que cabe citar como más comunes las válvulas de seguridad convencionales, válvulas de seguridad balanceadas, válvulas de seguridad pilotadas y los discos de ruptura. La elección de una u otra depende en gran medida del servicio, condiciones de operación, etc. en el que se instalen. En general, las características de estos sistemas deben ser:

- abren de forma automática y rápida cuando la presión del sistema sube - cierran quedando en posición de mínima fuga cuando se recupera la presión

normal de trabajo (excepto en el caso de los discos de ruptura) - tienen una alta fiabilidad.

Las principales características operacionales de una válvula de seguridad se describen brevemente a continuación:

- set pressure (presión de disparo): es la presión a la que se ajusta la válvula para abrir a las condiciones de operación (normalmente la presión de diseño del equipo al que protege)

- back pressure (contrapresión): es la presión que existe a la salida de la válvula de seguridad como resultado de la presión en el sistema de descarga. Es la suma de la “superimposed” y “built-up” contrapresiones

- Built-up back pressure (contrapresión dinámica): es el incremento en la presión en el colector de descarga como consecuencia del caudal cuando el instrumento de descarga abre.

- Superimposed back pressure (contrapresión estática): es la presión estática que existe a la salida de la válvula de seguridad en el momento en el que la válvula necesita abrir. Es el resultado de la presión en el sistema de descarga y que puede ser constante o variable.



- Acumulación (accumulation): es el incremento en la presión sobre la presión de diseño del equipo a proteger durante la descarga de la válvula de seguridad, expresado como porcentaje o unidades de presión.

Dependiendo del caso de descarga se aplican diferentes valores de acumulación (normalmente un 10%, mientras que para caso fuego un 21%).

- Overpressure (sobrepresión): es el incremento en la presión sobre la presión de disparo (set pressure), expresado como porcentaje o unidades de presión. Este valor coincide con el valor de la acumulación cuando la presión de disparo de la válvula se fija a la presión de diseño del equipo protegido (como suele ser habitual)

- Blowdown es la diferencia entre la presión de disparo (set pressure) y la presión a la que cierra la válvula de seguridad, expresada bien en porcentaje bien en unidades de presión

- Simmer: es el escape de fluido entre el asiento y el disco a una presión menor que la de disparo de la válvula de seguridad y con un flujo no medible

- Condiciones de descarga (relieving conditions): este término se usa para indicar la presión y temperatura de entrada a la válvula de seguridad a una sobrepresión (overpressure) especificada. La presión de descarga es igual a la presión de disparo (set pressure) más la sobrepresión.

Válvulas de seguridad convencionales En una válvula de seguridad convencional (figura 2.8.1), la presión de entrada a la válvula es soportada por la acción de un muelle. La tensión del muelle se fija para mantener la válvula cerrada en las condiciones de operación normal pero permitir que la válvula abra cuando la presión alcance las condiciones de descarga. Esta es lo que se considera una válvula de presión diferencial. La mayoría de las válvulas de seguridad convencionales instaladas en las refinerías tienen discos con un área AD mayor que el área de orificio AN. Si el venteo del bonete (bonnet) se realiza a la atmósfera, la contrapresión actúa conjuntamente a la presión del recipiente para vencer la fuerza del muelle, Fs, haciendo que la presión de descarga sea menor que cuando se fija con presión atmosférica a la salida. Sin embargo, si el bonete se ventea a la misma descarga de la válvula, la contrapresión actúa conjuntamente con la presión del muelle para aumentar la presión de apertura. Si las contrapresiones fueran constantes este efecto podría ser tenido en cuenta a la hora de ajustar la presión de disparo (set pressure) del muelle (esto,



normalmente, solo sucede en válvulas que descargan a la atmósfera). En operación, la contrapresión no es constante cuando un determinado número de válvulas de seguridad descargan en un colector. La variación de la contrapresión afectará, por tanto, a la presión de apertura de la válvula.

Figura 2.8.1. Válvula de alivio de presión convencional (Norma API 520)

Las válvulas de seguridad convencionales, tal y como son normalmente instaladas, no tienen un buen comportamiento cuando se produce una elevada built-up contrapresión por el fluido descargado a través de la válvula y colector, llevando consigo fuerzas no balanceadas que afectan a la presión de disparo. En la figura 2.8.2 se observa el efecto de la contrapresión en la capacidad de la válvula. La curva de capacidad es el resultado del balance de fuerzas actuando sobre



el disco. Mientras la built-up contrapresión es menor que la overpressure una vez que la válvula ha abierto, la válvula permanecerá abierta y trabajará satisfactoriamente con unas condiciones de flujo similares a las predichas. Si la built-up contrapresión se incrementa por encima de la sobrepresión, el balance de fuerzas tiende a cerrar la válvula, la cual se vuelve inestable y se produce una reducción del flujo a través de la misma. Esta inestabilidad es causada por una pérdida del balance de presiones dinámicas o resonancia armónica.

Figura 2.8.2. Fuerzas en una válvula de alivio de presión convencional (Norma API 520)

Las válvulas convencionales no deben ser usadas cuando la built-up contrapresión es mayor que un 10% de la presión de disparo en válvulas con una sobrepresión de un 10%. Este valor puede aumentarse si la sobrepresión es mayor que un 10%. El efecto combinado de la sobrepresión built-up y superimposed debe ser tenido en cuenta cuando varias válvulas de seguridad pueden descargar al mismo colector al mismo tiempo (mismos casos de descarga). Válvulas de seguridad balanceadas El diseño de válvulas de seguridad balanceadas (figura 2.8.3.) incorpora medios para reducir el efecto de la contrapresión en la presión de disparo y para minimizar el efecto de la built-up contrapresión en las características de funcionamiento de la



válvula como presión de apertura, de cierre y capacidad de descarga. Las válvulas balanceadas pueden ser de dos tipos: de pistón o de fuelle (bellows).

Figura 2.8.3. Válvula de alivio de presión balanceada (Norma API 520)

Estas válvulas se deben utilizar cuando la descarga se realiza a sistemas de contrapresión variable mayor de un 10% de la presión de disparo y habitualmente se utilizan en sistemas de contrapresión variable si la presión de disparo es menor de 20-25 bar aunque la contrapresión sea menor de ese 10% Existen variaciones del diseño de las válvulas balanceadas de pistón. La guía del pistón se ventea de modo que la contrapresión en ambos lados opuestos del disco se cancela (ver figura 2.8.4.). La cara superior del pistón tiene una superficie AP igual a la del asiento sobre el orificio AN, y es sometida a la presión atmosférica por el venteo del bonete (bonnet).



Figura 2.8.4. Fuerzas en una válvula de alivio de presión balanceada (Norma API 520) En área efectiva del fuelle, AB es la misma que la superficie del asiento sobre el orificio AN. La disposición del fuelle en la válvula evita la actuación de la contrapresión sobre la parte superior del disco dentro del área efectiva del fuelle AB. El área del disco, AD, fuera del fuelle y del área de orificio, cancelan el efecto de la contrapresión sobre el disco, con lo que no hay fuerzas no balanceadas bajo variaciones de presión aguas debajo de la válvula. El fuelle sirve además para aislar la guía del disco, el muelle y otras partes del sistema del fluido. Esta característica puede ser importante si el fluido es corrosivo o puede ensuciar la válvula. En ambos casos vistos anteriormente (muelle convencional y muelle balanceada) la válvula puede tener problemas de fugas y clapeteo en valores alrededor de un 92% de la presión de disparo: presión a la que cierra completamente tras una apertura. Estas válvulas deben ser utilizadas si se puede mantener un margen de un 10% o 25 psi entre la presión de disparo y la presión de operación para prevenir fugas y mal cierre a través de la misma. En caso de que este margen no sea posible (caso de revampings de unidades en los que el perfil de presiones de operación se aproxima más a las presiones de diseño, etc.) una de las opciones posibles es la utilización de válvulas de seguridad pilotadas. Por otro lado, una excesiva presión a la entrada de la válvula de seguridad puede causar la rápida apertura y cierre de la válvula (clapeteo o “chattering”), el cual



resulta en una pérdida de la capacidad y daños en el cierre de la válvula. La pérdida de presión que afecta al funcionamiento de la válvula es la no recuperable causada por fricción en líneas, codos, etc.

- cuando una válvula de seguridad es instalada en una línea directamente conectada a un recipiente, la pérdida de presión no recuperable entre el equipo protegido y la válvula de alivio (PSV) debe ser menor del 3% de la presión de disparo (set pressure) de la válvula (excepto en el caso de válvulas pilotadas en las que se permite una [P mayor)

- cuando una válvula de seguridad es instalada en una línea de proceso, el 3% debe ser aplicado a la suma de las pérdidas en la línea normalmente sin caudal que va a la PSV y el incremento de [P en la línea de proceso causada por el aumento de flujo a través de la PSV.

Las pérdidas de presión deben ser calculadas con el caudal de capacidad de descarga de la misma, no con el calculado requerido según el caso limitante de la misma. El diámetro de la línea de entrada a la PSV debe ser de un diámetro igual o mayor que el diámetro nominal de la brida de entrada. Válvulas de seguridad pilotadas A diferencia de las válvulas anteriores en las que la principal fuerza para mantener el cierre de la válvula es realizada por un muelle, en las válvulas pilotadas (ver figura 2.8.5) se emplea la presión del sistema para mantener la válvula cerrada hasta que se alcanza la presión de disparo. En las válvulas convencionales y balanceadas, cuando la presión del fluido alcanza valores próximos a la presión de disparo, la fuerza resultante sobre el disco de cierre es muy baja y no se alcanza una buena estanqueidad como ya se ha comentado anteriormente. En las válvulas pilotadas la presión del sistema actúa sobre la parte superior y la inferior de un componente móvil descompensado (pistón), en el que la superficie superior (de la cámara) es mayor que la de asiento. La relación entre la presión del sistema, expresada en porcentaje respecto a la de disparo, y la fuerza de cierre entre el componente descompensado y el cono de descarga se representa en la misma figura. Conforme aumenta la primera, la fuerza de cierre se incrementa proporcionalmente, asegurando que la válvula permanece estanca bajo cualquier condición de operación.



Figura 2.8.5. Válvula de alivio de presión pilotada (Norma API 520)

Cuando la presión del sistema alcanza el valor de disparo, la válvula piloto disminuye la presión que actúa en la cámara del pistón de la válvula principal, en grado suficiente para que la fuerza de apertura supere la ahora reducida fuerza de cierre, permitiendo que el pistón ascienda y la presión del sistema descargue a través de la válvula. Después de la apertura de la válvula, la presión del sistema sigue controlada por el piloto. Cuando esta última disminuye hasta el valor apropiado (función del diseño del piloto y de su tarado), la válvula principal cierra totalmente. El cierre se efectúa en el instante en que el piloto permite el paso de presión a la válvula principal en grado suficiente para desarrollar una fuerza neta de cierre sobre el pistón. Las válvulas de seguridad pilotadas no se ven afectadas por una contrapresión variable, contrariamente a las vistas anteriormente. Las pilotadas mantienen una apertura total ante cualquier contrapresión, descargando su máxima capacidad en todo momento.



En caso de que se haga vacío en la entrada a la válvula principal, estando la salida a presión atmosférica (condición que puede darse en las puestas en marcha) puede producirse flujo inverso. Otro caso en el que se puede observar flujo inverso es en situaciones en el que la presión a la salida es mayor que la del sistema (en procesos con sistemas de descarga interconectados). Cuando la contrapresión supera la presión del sistema, la diferencia entre presiones actúa sobre la superficie descompensada (corona circular de área igual a la superficie superior del pistón menos la superficie del asiento). Una diferencia entre presiones suficiente (menor a una atmósfera) levanta el pistón y permite el flujo inverso a través de la válvula. Este fenómeno puede eliminarse instalando dos pequeñas válvulas antirretorno en los conductos que van al piloto. Este dispositivo no afecta el funcionamiento normal de la válvula y debe considerarse en todos los casos en los que pueda producirse una presión diferencial inversa. En general, los principales usos de válvulas pilotadas son los siguientes:

- sistemas de alta presión (> 1000 psig) - sistemas de baja presión (< 20 psig) - revamps: ampliaciones de capacidad de unidades en los que la presión de

operación del sistema se acercará a la set-pressure - Casos en los que se deba minimizar la fuga de la válvula.

Discos de ruptura Un disco de ruptura consiste de un diafragma fino que se sujeta entre dos bridas. El disco está diseñado para romperse y aliviar la presión a las condiciones establecidas. Algunos casos en los que se usan discos de ruptura son:

- Sistemas en los que se requiere una respuesta muy rápida: por ejemplo de rotura de tubos en un intercambiador de muy alta presión en el que el lado de baja presión esté lleno de líquido

- Sistemas con reactor en el que una reacción muy exotérmica (runaway) pueda producirse y sea necesario bajar la presión de forma considerable por debajo de la presión normal de operación para poder recuperar el control de la reacción

- En algunos casos se utilizan aguas arriba de una válvula de seguridad para minimizar fugas o evitar el deterioro de la válvula de seguridad en sistemas corrosivos. En estos casos, debe existir un indicador de la presión en la cavidad entre el disco y la válvula para indicar cuando el disco se ha roto. En



este caso la capacidad de la PSV se ve afectada en un 10%, con lo que debe dimensionarse con un 10% más de área, asimismo, Cuando se utiliza un disco de ruptura en combinación con una PSV, la pérdida de presión en la línea de entrada de la PSV debe incluir el cálculo de la [P generada por el disco roto.

2.8.4. Dimensionamiento de los Sistemas de Alivio de Presión A continuación se muestran las ecuaciones de diseño para el cálculo del área del orificio de las válvulas de alivio de presión:

- Cálculo del área de orificio para gases

- Cálculo del área de orificio para líquidos

- Cálculo del área de orificio para vapor de agua

siendo: A = área efectiva de descarga (en cm2) W = capacidad de descarga en kg/h para gases y vapor de agua m3/h para líquidos T = Temperatura de disparo C = Coeficiente función de la relación de calores específicos de gas en condiciones standard (15ºC y 1 atm). Se puede calcular de las siguientes formas

siendo n la relación de calores específicos. Si este valor es igual a 1, introducir en la fórmula un valor de 1,0001 para que tenga solución.



K = Coeficiente de descarga. En caso de que no se tenga un valor utilizar: 0,975 para gases y vapor de agua y 0,62 para líquidos. P1 = Presión de descarga absoluta, en kg/cm2abs. Esta es la presión de disparo más la sobrepresión más la presión atmosférica en kg/cm2abs

siendo S la sobrepresión (10% en casi todos los casos, excepto caso fuego en los que puede tomarse un valor de 21%) Kb = Factor de corrección debido a la contrapresión. Este valor depende del tipo de válvula de seguridad. Z = Factor de compresibilidad por la desviación de gas real a gas perfecto, relación evaluada a las condiciones de entrada a la válvula. M = Peso molecular del gas. Kp = Factor de corrección debido a la sobrepresión. Para válvulas dimensionadas con una sobrepresión del 25%, el factor Kp=1. En general, la mayoría de las válvulas de seguridad para líquidos están dimensionadas sobre la base de un 25% de sobrepresión, Kp=1. Kw = Factor de corrección debido a la contrapresión. Este factor es igual a 1 para válvulas convencionales Kv = Factor de corrección debido a la viscosidad. Es función del número de Reynolds.



Para calcular el Reynolds utilizar:

en unidades métricas. Como el Re depende del área, es necesario seguir un proceso iterativo; considerar Kv=1; de ahí calcular el área e introducirla en el Reynolds y obtener un valor de Kv. P = Presión de disparo en kg/cm2g. Presión a la que la válvula empieza a abrir. Pb = Contrapresión, en kg/cm2g . D = Peso específico del líquido a condiciones referido al agua = 1 a 60ºF. Ksh = Factor de corrección debido al sobrecalentamiento del vapor. Una vez calculado el área de descarga se selecciona el orificio (denominación con letras) que corresponda a dicha área. En la Tabla 2.8.1 siguiente se adjunta la correspondencia entre las letras de denominación de los orificios y su área en cm2 y pulgadas2. (Norma API 526). En el caso de líquidos en o próximos a su punto de burbuja, puede producirse flash en la propia válvula disminuyendo, por tanto, la capacidad de descarga si este hecho no se tuvo en cuenta en el diseño. Un método conservador de cálculo del orificio de descarga para líquido/vapor es el siguiente:

- determinar la cantidad de líquido que sufre una evaporación tipo flash por la expansión adiabática desde las condiciones de descarga (presión de descarga) hasta la presión de crítica del gas aguas debajo de la PSV o a la contrapresión (la que sea mayor)

- calcular el área requerida para el gas producido - calcular el área requerida para el líquido restante (que no ha sufrido la

evaporación tipo flash) - sumar las dos áreas requeridas que darán el área total necesaria y de allí

obtener el orificio de la PSV.



Tabla 2.8.1. Dimensiones de orificios (norma API 526) Designación Área efectiva del

orificio (inches2) Área efectiva del

orificio (cm2) D 0,110 0,71 E 0,196 1,26 F 0,307 1,98 G 0,503 3,25 H 0,785 5,06 J 1,287 8,30 K 1,838 11,86 L 2,853 18,41 M 3,60 23,23 P 4,34 28,00 Q 6,38 41,16 R 11,05 71,29 S 16,0 103,23 T 26,0 167,74



2.9. Ejemplos prácticos de diseño 2.9.1. Ejemplo diseño separador líquido-gas Enunciado Diseñar un separador de dos fases para una mezcla líquido-gas (20 t/h de líquido y 65 t/h de gas). La temperatura de operación es de 300 ºC y la presión de operación es de 50 barg. Utilizar demister. Datos de densidad: 625 kg/m3 (líquido) y 65 kg/m3 (gas)

Gas

Líquido

Alimentación

Demister HD

HS

HH

HLLNivel mínimo

Diámetro

Altura total

Resolución 1.- Calcular la velocidad terminal:

( )v

VLT KU

ρρρ −

×= Donde Ut = velocidad terminal (ft/s) ρL = densidad del líquido (lb/ft3) ρV = densidad del vapor (lb/ft3) K = 0,10 – 0,35 (valor típico: 0,23)



Separador sin demister � velocidad diseño = (0,5 – 0,8) Ut Separador con demister � velocidad diseño = Ut En nuestro ejemplo: ρL = 625 kg/m3 = 39 lb/ft3 ρV = 65 kg/m3 = 4 lb/ft3 K = 0,23 Sustituyendo, obtenemos: Ut = 0,68 ft/s = 0,21 m/s 2.- Calcular el caudal volumétrico del gas: Qv = Wv / ρv Donde: Qv = caudal volumétrico del gas Wv = caudal másico del gas ρv = densidad del vapor En nuestro ejemplo:

Wv = 65.000 kg/h Qv= 65.000 kg/h / 65 kg/m3 = 1.000 m3/h

3.- Calcular el diámetro del recipiente (en recipientes verticales el área de separación es el área transversal del recipiente); Asumiendo un recipiente cilíndrico:

V

v

U

QD

×

×=π

4 Donde:

D = diámetro de separación del gas Qv = caudal volumétrico del gas

Uv = velocidad del gas = Ut (con demister)



En nuestro ejemplo: m 31,1

21,0

28,04=

×

×=π

D Como se incluye un demister se añade al diámetro 3 – 6 pulgadas para poder instalar el anillo soporte del demister, permitiendo que el área de paso sea la requerida. Así, el diámetro final queda: 1,31 + (4 x 0,0254m/pulgada) = 1,41 m 4.- Calcular el caudal volumétrico del líquido: QL = WL / ρL Donde: QL = caudal volumétrico del líquido WL = caudal másico del líquido ρL = densidad del líquido En nuestro ejemplo:

WL = 20.000 kg/h QL= 20.000 kg/h / 625 kg/m3 = 32 m3/h

5.- Seleccionar el tiempo de residencia requerido y calcular el volumen correspondiente: VH = TH x QL Donde: VH = volumen TH = tiempo de residencia

QL = caudal volumétrico del líquido En nuestro ejemplo, seleccionamos un tiempo de residencia de 10 minutos (valores típicos de 5 a 20 minutos): VH = (10 minutos /60) x 32 m3/h = 5,3 m3



6.- Calcular la altura del nivel mínimo de líquido (HLLL): para ello utilizar la siguiente tabla:

Diámetro del recipiente (ft)

LLL (pulgadas) < 20 bar > 20 bar

< 4 15 6 6 15 6 8 15 6 10 6 6 12 6 6 16 6 6

En nuestro ejemplo, para un diámetro de 1,41 metros (4,63 ft), seleccionaremos una altura mínima de 6 pulgadas = 0,15 m 7.- Calcular la altura desde el nivel bajo al nivel normal:

2)4/( V

HH D

VH

×=π

, utilizar 0,3 m como mínimo.

HH = 5,3 / ((π/4)x(1,41)2) = 3,40 metros 8.- Calcular la altura desde el nivel normal al nivel alto (alarma de alto nivel): Como criterio general, se calculará como 1,5 veces el diámetro del recipiente, utilizando 1,5 metros como mínimo. En nuestro caso: HS = 1,5 x 1,41 = 2,12 metros 9 - Si existe demister, considerar una altura de 0,15 m para el mismo, y 0,3 metros adicionales desde el demister a la línea tangente superior.

HD = 0,15 + 0,30 = 0,45 metros



10.- Calcular la altura total del recipiente: HT = HLLL + HH + HS + HD = 0,15 + 3,40 + 2,12 + 0,45 = 6,12 m Solución: Las dimensiones del recipiente separador serán 1,41 metros de diámetro y 6,12 metros de altura



2.9.2 Ejemplo diseño bomba centrífuga Enunciado Diseñar la bomba para el esquema de la figura

P = 1,1 bar

H = 6 m

H = 12 m

P = 7 barPmax = 10 bar

∆P = 0,35 bar Línea

= 200

m

Nivel = 1,5 mNivelmax = 3 m

Pmax = 3,5 bar

0,9 m

Línea

= 50 m

Datos: Propiedades del fluido: densidad = 615 kg/m3; presión de vapor a temperatura de operación = 2 bar Caudal = 25 m3/h; eficiencia de la bomba = 0,6; eficiencia del motor eléctrico = 0,9 Resolución 1 – Cálculo de la presión de aspiración Presión del recipiente = 1,1 barg

(m) H x )(m/s g x )(kg/m (Pa) 23ρ=∆P

H recipiente = 6 – 0,9 = 5,1 metros � ∆P = 5,1 m x 615 kg/m3 x 9,8 m/s2 = 30737,7 Pa = 0,307 bar H líquido = 1,5 metros � ∆P = 1,5 m x 615 kg/m3 x 9,8 m/s2 = 9040,5 Pa = 0,09 bar ∆P línea aspiración � se asume valor típico de ∆P = 0,4 bar/km en líneas de aspiración de bombas � 0,4 x 50/1000 = 0,02 bar Presión aspiración normal = 1,10 + 0,31 + 0,09 – 0,02 = 1,48 barg



Presión aspiración máxima = 3,5 + 0,31 + (0,09x2) – 0,02 = 3,97 barg 2 – Cálculo de la presión de impulsión Presión destino = 7 barg Presión destino máxima = 10 barg H recipiente = 12 – 0,9 = 11,1 metros � ∆P = 11,1 m x 615 kg/m3 x 9,8 m/s2 = 66,9 kPa = 0,67 bar ∆P línea impulsión � se asume valor típico de ∆P = 2,5 bar/km en líneas de aspiración de bombas � 2,5 x 200/1000 = 0,50 bar ∆P cambiador = 0,35 bar Presión impulsión normal = 7 + 0,67 + 0,50 + 0,35 = 8,52 barg Presión impulsión máxima = 10 + 0,67 + 0,50 + 0,35 = 11,52 barg 3 – Cálculo de la presión diferencial de la bomba ∆P normal = 8,52 – 1,48 = 7,04 bar ∆P máxima = 11,52 – 1,48 = 10,04 bar ∆P mínima = 8,52 – 3,97 = 4,55 bar 4 – Cálculo de la NPSH de la bomba NPSH = Paspiración – Pvapor La presión de aspiración es necesario expresarla en presión absoluta, no relativa: P aspiración = 1,48 barg = 2,48 bar Así, queda: NPSH = 2,48 – 2 = 0,48 bar � NPSH= 0,48*1E5 /(9,8 m/s2 * 615 kg/m3) = 7,93 metros



5 – Cálculo de la potencia de la bomba Se asume que la bomba es accionada por un motor eléctrico. Deberá dimensionarse para la máxima demanda de consumo (∆P máxima).

bomba

hidráulicaPQx

Pη

∆= Caudal = 25 m3/h = 0,007 m3/s Presión diferencial = 10,04 bar = 1E6 Pa Potencia hidráulica = (0,007 x 1E6) / 0,6 = 11.622 W

motor

hidráulicaeléctrica

PP

η=

Potencia eléctrica = 11.622 / 0,9 = 12910 W � Potencia = 12,91 kW



2.9.3. Ejemplo diseño intercambiador de calor Enunciado Estimar el área necesaria de intercambio de calor para el siguiente servicio de enfriamiento de un gas con agua de refrigeración, con los siguientes datos:

- Caudal del gas: 15.000 kg/h - Calos específico del gas: 0,5 kcal/kgºC - Temperatura de entrada del gas: 90ºC - Temperatura de salida del gas: 45 ºC - Temperatura de entrada del agua de refrigeración: 25ºC - Temperatura de salida del agua de refrigeración: 40ºC

Resolución Para la estimación del área de intercambio de calor se utilizará la ecuación de diseño general

tmlAUFQ ∆= ··· donde: - Q es el flujo de calor intercambiado - U es el coeficiente global de transferencia de calor - F es el factor de corrección cuando no se trata de un cambiador contracorriente - A es el área de intercambio - ∆tml es la media logarítmica de temperaturas:

12

21

1221

ln

)()(

Tt

TtTtTt

tml

−−

−−−=∆

t1 y t2 son las temperaturas de entrada y salida del fluido caliente y T1 y T2 las del fluido frío. La diferencia (t2 - T1) es lo que se conoce como approach del intercambiador. Si tiende a cero el área tiende a infinito y por tanto es necesario limitarlo para que resulte un intercambiador óptimo desde el punto de vista económico.



En general para servicios con coeficientes globales de transferencia (U) elevados se puede reducir el approach hasta valores bajos (por ejemplo 5-10ºC) ya que el producto U*∆tml conduce a áreas razonables, sin embargo cuando U es bajo es recomendable limitar el approach entre 20-30ºC. En nuestro ejemplo, el approach es de (t2 – T1) = (45 – 25) = 20ºC. Es un valor alto ya que los gases presentan valores bajos del coeficiente de transmisión de calor (como veremos más adelante) y eso provoca también valores bajos para el coeficiente de transmisión de calor U. 1. Tipo y número de carcasas a instalar Se elige la configuración de un paso por carcasa y dos pasos por tubo, que es la más habitual. En caso de que el área calculada resulte excesiva, podrá realizarse el cálculo con otras configuraciones, hasta determinar el diseño óptimo. 2. Cálculo del calor intercambiado El calor intercambiado puede calcularse con la siguiente expresión: Q = m · Cp · ∆T Con los datos: Q = 15.000 kg/h x 0,5 kcal/kgºC x (90-45ºC)= 337.500 kcal/h = 0,338 Gcal/h 3. Cálculo de ∆Tml Se sustituyen en la ecuación los datos disponibles:

C

Tt

TtTtTt

tml º7,32

2545

4090ln

)2545()4090(

ln

)()(

12

21

1221 =

−−

−−−=

−−

−−−=∆

4. Factor de corrección F F es un factor de corrección que depende de las temperaturas de los fluidos (frío y caliente), y del tipo de cambiador. Existen gráficos y correlaciones para el cálculo de F para cada configuración.



En nuestro ejemplo podemos utilizar la siguiente figura:

A partir de 69,0

)9025(

)9045(

)(

)(

11

12=

−

−=

−

−=

tT

ttP y 33,0

)9045(

)4025(

)(

)(

12

21=

−

−=

−

−=

tt

TTR

Utilizando el gráfico, (interpolando entre las curvas), obtenemos un factor de corrección F de aproximadamente 0,87. 5. Coeficiente de transferencia de calor Para la estimación de los coeficientes individuales de calor, se utilizarán los datos de la siguiente tabla:



Tipo de producto Coeficiente individual

de transmisión de calor (kcal/hm2ºC)

Productos condensado Vapor de agua 5.000 – 15.000 Hidrocarburos ligeros 1.000 - 2.500 Hidrocarburos medios 1.000 - 1.500 Amoniaco 3.000 - 5.000

Productos evaporando Agua 4.000 – 10.000 Hidrocarburos ligeros 750 – 1.500 Hidrocarburos medios 500 – 1.000 Amoniaco 3.500 – 6.000

Sin cambio de fase Agua 1.500 – 10.000 Gases (hidrocarburos) 50 - 300

y la siguiente ecuación:

metalcf

fc Krr

hhU

1111++++=

dónde: U: coeficiente global de transmisión de calor (kcal/hm2 ºC) h: coeficiente individual de transmisión de calor (kcal/hm2ºC) en lado frío o caliente r: resistencia (hm2 ºC/kcal) que se oponen al paso del calor en lado frío o caliente K: coeficiente de transmisión de calor del metal del tubo En la mayor parte de los casos, puede asumirse que el K>> hi, por lo que el efecto del metal puede despreciarse. Asimismo, en nuestro ejemplo, al tratarse de fluidos no especialmente sucios (gas y agua), se considera que los factores de ensuciamiento o fouling (r) también pueden despreciarse respecto a los coeficientes individuales de transmisión de calor.

Así, la ecuación quedaría: Cº mkcal/h 6,1455000

1

150

1111 2=+=+=fc hhU



6. Cálculo del área de intercambio Despejando el área de la ecuación general tmlAUFQ ∆= ··· , obtenemos:

2 4,817,32 · 6,145 · 87,0

500.337

··m

tmlUF

QA ==

∆=



2.9.4. Ejemplo diseño tubería Enunciado Diseñar una tubería por la que circula un líquido subenfriado, en aspiración de una bomba, con un caudal de 800 m3/h. Resolución Para el dimensionamiento de modo aproximado, utilizaremos los valores típicos que aparecen en la tabla del punto 2.7.2. Para el caso de un líquido subenfriado en aspiración de bomba, tomaremos un valor de pérdida de carga permitida de 0,35 psi/10 ft (0,8 bar/km). Respecto a la velocidad, aunque en la tabla no aparece un valor máximo, tomaremos como referencia un valor de 700 ft/min � 3,56 m/s (12.816 m/h). Sabiendo que V=Q/S, la superficie mínima deberá ser de 800 / 12.816 = 0,0624 m2, lo que proporciona un diámetro mínimo de (S=π/4·D2) de 0,28 m (11,1 pulgadas). Asumiendo un diámetro de 12”, comprobaremos con la ayuda del gráfico siguiente que la pérdida de carga es admisible. En el gráfico, a partir del caudal (expresado en galones por minuto) y el diámetro, se determina la pérdida de carga (∆Po/100), expresada en psi por 100 pies (psi/100 ft). Realizando un cambio de unidades: 800 m3/ h � 2.930 gpm Para 12”, a partir de las curvas de la gráfica, obtenemos ∆P � 0,8 psi/100 ft aproximadamente. Realizando un cambio de unidades: 0,8 psi/100 ft x (1 bar/14,5 psi) x (100 ft / 0,0305 km), obtenemos una pérdida de carga de ∆P = 1,8 bar/km, que no cumple la condición de < 0,8 bar/km. Por tanto, deberemos elegir un diámetro mayor. Si elegimos, por ejemplo, un valor de 14”, a partir de la gráfica obtendríamos aproximadamente un valor de 0,3 psi/100ft. Recalculando: ∆P/L = 0,3 psi/100 ft x (1 bar/14,5 psi) x (100 ft / 0,0305 km)= 0,7 bar/km, que sí cumple la condición de < 0,8 bar/km





Resultado: elegimos un diámetro de 14”, que es el mínimo que cumple la especificación de pérdida de carga admisible.



2.9.5. Ejemplo instalación válvula de seguridad Enunciado Indique si es necesaria la instalación de una válvula de seguridad para el esquema siguiente:

E-1G-1

Presión shut-off = 35 barCaudal diseño = 50 m3/h

FCV-1

Caso A: presión de diseño del intercambiador E-1 es de 30 bar Caso B: presión de diseño del intercambiador E-1 es de 40 bar Resolución Caso A: es necesaria la instalación de una válvula de seguridad, en la línea de impulsión de la boba, que estará tarada a 30 bar. Para su diseño, el caudal de descarga que debe ser capaz de desalojar corresponderá con el caudal de diseño de la bomba (50 m3/h). Caso B: no es necesaria la instalación de una válvula de seguridad, ya que la presión máxima que debe soportar el intercambiador E-1 está por debajo de su presión de diseño.



2.9.6. Ejemplo diseño válvula de seguridad Enunciado Diseñe la válvula de seguridad que debe proteger al recipiente de la figura para el caso de fuego externo.

Nivel líquido = 2 m

Distancia al suelo = 6 m

Altura = 5m

Diámetro = 1,5 m

Datos: Presión de diseño = 3,5 barg Entalpía de vaporización del líquido contenido en el recipiente = 500 kcal/kg Resolución 1 – Cálculo del área mojada Para un recipiente vertical, podemos utilizar la siguiente fórmula:

A = 1,089·D2 + π·D·h En nuestro ejemplo: A = 1,089 ·(1,5)2 + π · 1,5 · 2 = 11,88 m2



Como criterio de seguridad, podemos considerar un 10% adicional correspondiente al líquido contenido en las tuberías de vaciado del recipiente:

A = 11,88 x 1,1 = 13,06 m2 2 – Cálculo del calor absorbido Utilizaremos la siguiente ecuación empírica: Q (Btu/h) = 21.000 · F · A0,82

(A expresada en ft2) En nuestro ejemplo: 13,06 m2 � 140,6 ft2 Asumiremos un criterio conservador y tomaremos el factor F =1. Así, el calor absorbido quedará: Q = 21.000 · (140,6)0,82 = 1,21 E6 Btu/h � 305.476 kcal/h 3 – Cálculo de la capacidad de descarga Con los datos del calor absorbido y de la entalpía de vaporización del líquido, podemos calcular el caudal de descarga utilizado la ecuación W=Q/λ.

En nuestro ejemplo: W = 305.476 / 500 = 611 kg/h


Control de Procesos 104

3. CONTROL DE PROCESOS

3.1. Control Básico

Los requerimientos de funcionamiento de las plantas de proceso son cada día más

difíciles de satisfacer. Un mercado cada vez más competitivo, unas regulaciones

ambientales y de seguridad cada vez más estrictas y unas condiciones económicas en

continuo y rápido cambio han sido los factores esenciales en el estrechamiento de las

especificaciones de calidad de los productos.

Para mayor complicación, los procesos modernos son más difíciles de operar debido a

la tendencia a construir plantas de mayor tamaño con una gran integración y con

pequeña capacidad de almacenamiento entre las distintas unidades.

Estas plantas le dejan al operador pocas opciones para evitar que las perturbaciones

se propaguen de una unidad a la siguiente. A la vista del énfasis puesto en la

seguridad y eficiencia de la operación de las unidades no es de extrañar la

importancia cada vez mayor del Control de Procesos en los últimos años.

De hecho, sin Control de Procesos no es posible operar las modernas unidades de

manera segura y provechosa cumpliendo además los requerimientos de calidad.

Para fijar ideas, vamos a considerar el ejemplo típico de un cambiador de calor en el

que una corriente de proceso se calienta con vapor que condensa. El proceso esta

esbozado en la figura 3.1.

Figura 3.1. Intercambiador de calor.

El propósito de este equipo es calentar el fluido del proceso desde una temperatura

de entrada Ti(t) hasta un valor determinado de temperatura de salida T(t). Como ya

hemos dicho el medio calefactor es el vapor condensante. La energía que gana el

fluido de proceso es igual al calor cedido por el vapor, suponiendo que no hay

pérdidas, es decir, que el intercambiador y las tuberías están bien aisladas. En este

caso el calor cedido es el calor latente de condensación del vapor.



En este proceso hay muchas variables que pueden cambiar provocando que la

temperatura de salida se desvíe del valor deseado. Si esto ocurre habrá que tomar

alguna acción para corregir dicha desviación. Así, el objetivo es controlar la

temperatura de salida del proceso en el valor deseado.

Una manera de conseguir el objetivo sería: primero medir la temperatura T(t), y

compararla con el valor que deseamos y, basándonos en la comparación, decidir qué

hacer para corregir la posible desviación. El caudal de vapor podría utilizarse para

este fin. Es decir, si la temperatura está por encima del valor deseado, entonces la

válvula de vapor puede estrangularse para reducir el caudal de vapor (energía) a

través del cambiador. Si la temperatura está por debajo del valor deseado, entonces

la válvula de vapor puede abrirse un poco para aumentar el caudal de vapor al

cambiador.

Todo esto lo puede hacer el operador de forma manual, y dado que el procedimiento

descrito es bastante simple no presentaría ningún problema. Sin embargo, puesto

que en la mayoría de las plantas de proceso existen cientos de variables que deben

mantenerse en algún valor determinado, el procedimiento de corrección que hemos

descrito requeriría un ingente número de operadores.

Consecuentemente nos gustaría poder realizar el procedimiento descrito de manera

automática. Es decir, queremos disponer de los instrumentos necesarios para

controlar las variables sin que sea precisa la intervención del operador. Esto es lo

que se entiende por control automático de procesos.

Para conseguir nuestro objetivo deberemos diseñar e implantar un sistema de

control.

Uno de los posibles sistemas de control y sus componentes básicos se muestran en la

figura 3.2.

Figura 3.2 Sistema de control del Intercambiador de calor.



Lo primero que tenemos que hacer es medir la temperatura de salida de la corriente

de proceso. Esto lo hacemos mediante un sensor (un termopar, una

termorresistencia, termistor etc).

Este sensor esta físicamente conectado a un transmisor que toma la señal del sensor

y la convierte en una señal lo suficientemente intensa para ser transmitida a un

controlador.

El controlador recibe la señal, que está relacionada con la temperatura y la compara

con el valor deseado. Dependiendo de esta comparación, el controlador decide que

hacer para mantener la temperatura en el valor deseado. Según esta decisión, el

controlador envía entonces otra señal al elemento final de control, que se encarga

de manipular el caudal de vapor.

Hemos presentado así los cuatro componentes básicos de todos los sistemas de

control:

El sensor o elemento primario.

El transmisor o elemento secundario.

El controlador, el “cerebro” del sistema de control.

El elemento final de control, a menudo una válvula de control pero no

siempre.

Otros elementos finales de control son bombas de velocidad variable, motores

eléctricos, etc.

La importancia de estos componentes es que realizan las tres operaciones básicas

que deben estar presentes en cualquier sistema de control. Estas operaciones son:

1. Medida: la medida de la variable a controlar normalmente se realiza mediante la

combinación del sensor y el transmisor.

2. Decisión: Basándose en la medida, el controlador debe decidir que hacer para

mantener la variable en el valor deseado.

3. Acción: Como resultado de la decisión del controlador, el sistema debe tomar

alguna acción. Normalmente esto lo realiza el elemento final de control.

Como ya hemos mencionado, estas tres operaciones deben estar presentes en

cualquier sistema de control. La operación de toma de decisión puede ser muy simple

en algunos sistemas o muy compleja en algoritmos sofisticados. Esto lo veremos mas

adelante.



3.1.1. Terminología

Vamos a definir algunos términos que se utilizaran en el capítulo y que son básicos en

el campo de control de procesos.

El primer término es variable controlada. Esta es la variable que debe mantenerse o

controlarse en algún valor deseado. En el ejemplo que estamos utilizando, la variable

controlada es la temperatura de salida del fluido de proceso T(t).

El segundo término es el punto de consigna (setpoint SP), que es el valor deseado de

la variable controlada.

La variable manipulada MV es la variable que se utiliza para mantener la variable

controlada en su punto de consigna. En el ejemplo, el caudal de vapor es la variable

manipulada.

Por último, cualquier variable que pueda provocar una desviación de la variable

controlada respecto al punto de consigna, se define como variable de perturbación

DV. En casi todos los procesos existen diferentes fuentes de perturbación. Por

ejemplo, en el intercambiador de la figura 3.2, son potenciales perturbaciones la

temperatura de entrada Ti(t), el caudal de fluido de proceso q(t), la calidad del

vapor, las condiciones ambientales, el ensuciamiento del intercambiador, etc.

Es muy importante entender que en los procesos industriales la necesidad del control

de proceso viene de la existencia de estas perturbaciones. Si no hubiera

perturbaciones, las condiciones de operación de diseño se mantendrían

indefinidamente y no sería necesaria una “vigilancia” continua del proceso.

Hablamos de lazo abierto cuando el controlador esta desconectado del proceso. Es

decir, el controlador no toma ninguna decisión sobre como mantener la variable

controlada en su punto de consigna, o lo que es lo mismo, está en modo MANUAL.

Hablamos de lazo cerrado cuando el controlador está conectado al proceso, compara

el valor del punto de consigna con la variable controlada y determina la acción

correctiva que sea necesaria, o lo que es lo mismo, está en modo AUTOMÁTICO.

Una vez establecida la terminología que vamos a utilizar, se puede establecer el

objetivo de un sistema de control automático de procesos de la siguiente manera: el

objetivo de un sistema de control de procesos automático es utilizar la variable

manipulada para mantener la variable controlada en su punto de consigna a pesar de

las perturbaciones que se produzcan.

La representación de los diagramas de bloques del Sistema de Control se suele

realizar de la siguiente manera:



Figura 3.3. Diagrama de bloques del Sistema de Control.

El objetivo del sistema será mantener el mayor tiempo posible T(t) = Temperatura

deseada, o, lo que es lo mismo CV=SP. Para esto el controlador moverá MV para

compensar el efecto de las perturbaciones DV y los cambios de SP.

3.1.2. Control Regulatorio y Servocontrol

En algunos procesos la variable manipulada se desvía del punto de consigna debido a

las perturbaciones. Control regulatorio se refiere a los sistemas diseñados para

compensar estas perturbaciones.

En otras ocasiones la mayor perturbación es el punto de consigna en sí mismo. Es

decir, el punto de consigna va cambiando con el tiempo (por ejemplo en procesos

discontinuos tipo batch) y, a pesar de todo, la variable controlada debe seguir al

punto de consigna. Servocontrol se refiere a los sistemas de control diseñados para

este propósito.

El control regulatorio es mucho más común que el servocontrol en la industria del

refino.

3.1.3. Transmisión de Señales

Hay tres tipos de señales que se utilizan en la industria de proceso. Estas señales

proporcionan la comunicación necesaria entre los instrumentos y el sistema de

control.

La señal neumática o presión de aire oscila normalmente entre 3 y 15 psig. De

manera menos habitual se utilizan otras señales, como 6 a 30 psig, 3 a 27 psig, etc.

La señal eléctrica o electrónica oscila normalmente entre 4 a 20 mA. Menos

frecuentemente se usan señales de 10 a 50 mA, 1 a 5 V y 0 a 10V.

El tercer tipo de señal, cada vez más común, es la señal digital (ceros y unos). La

utilización de sistemas de control basados en microprocesadores está obligando cada

vez más al uso de este tipo de señal.



A menudo es necesario cambiar de un tipo de señal a otro. Esto lo hace un

convertidor o transductor. Por ejemplo, puede ser necesario convertir una señal

eléctrica (mA), a una señal neumática (psig). Esto se hace con un convertidor I/P

(intensidad, neumático). Existen diferentes convertidores: P/I, E/P (voltaje,

neumatico) P/E , etc.

3.1.4. Estrategias de Control

a) Control Feedback (Retroalimentación)

El esquema de control que se muestra en la figura 3.3 se denomina control feedback,

control por retroalimentación o lazo de control feedback. La técnica fue aplicada por

primera vez para el control de un proceso industrial por James Watt hace unos 200

años. La aplicación consistía en mantener la velocidad de una máquina de vapor bajo

perturbaciones, es decir una aplicación de control regulatorio.

Según este esquema, la variable controlada se mide y se realimenta al controlador de

manera que este tome una decisión. Si profundizamos un poco en el funcionamiento

de este esquema veremos sus ventajas y sus inconvenientes. Para ello vamos a seguir

utilizando el lazo de control del intercambiador de calor de la figura 3.2.

Si la temperatura de entrada aumenta, generando una perturbación, el efecto debe

propagarse a través de todo el intercambiador antes de que cambie la temperatura

de salida.

Cuando la temperatura de salida cambia también se modifica la señal del transmisor

al controlador. Es entonces cuando el controlador se da cuenta de que tiene que

compensar la perturbación modificando el caudal de vapor. El controlador envía una

señal a la válvula para que disminuya su apertura y se reduzca de esta manera el

caudal de vapor.

En la figura 3.4 se muestran la perturbación, la variable controlada y la variable

manipulada a lo largo del tiempo.

Es interesante darse cuenta de que al principio la temperatura de salida aumenta,

puesto que ha aumentado la temperatura de entrada, pero después disminuye incluso

por debajo del valor del punto de consigna y continúa oscilando alrededor del punto

de consigna hasta que finalmente se estabiliza.



Fig. 3.4. Respuesta del Sistema de Control del Intercambiador de Calor.

Esta respuesta oscilatoria muestra que la operación del sistema de control por

realimentación es esencialmente por ensayo y error. Es decir, cuando el controlador

se da cuenta de que la temperatura de salida ha aumentado por encima del punto de

consigna, ordena a la válvula que cierre, pero esta cierra más de lo necesario. Así la

temperatura de salida cae por debajo del punto de consigna. Al ver esto el

controlador volverá a ordenar a la válvula que abra un poco para volver a llevar la

temperatura a su valor deseado. Este ensayo y error continúa hasta que la

temperatura se estabiliza en el punto de consigna.

La ventaja del control por realimentación es que es una técnica muy sencilla y que

compensa cualquier perturbación. Cualquier perturbación que afecte a la variable

controlada hará que esta se desvíe del punto de consigna y entonces el controlador

modificara su salida hasta que vuelva al punto de consigna. El controlador feedback

no sabe, ni le importa, que perturbación está afectando al proceso. Solo intenta

mantener a la variable controlada en el punto de consigna y de esta manera

compensa cualquier perturbación.

La desventaja del control feedback es que solo compensa una perturbación una vez

que esta ha provocado que la variable controlada se desvíe del punto de consigna. Es



decir, la perturbación debe propagarse a través del proceso antes de que el esquema

de control por realimentación pueda compensarla.

b) Control Feedforward (Adelanto)

A pesar de que el Control Feedback es uno de los más usados industrialmente, por su

sencillez y popularidad, en algunos procesos es realmente difícil ajustar el

controlador para obtener una respuesta dinámica aceptable. En estos casos hay que

probar otras estrategias de control, siendo una de las más recurridas el control

Feedforward. El objetivo de un controlador feedforward es medir la perturbación y

compensarla antes de que se propague y afecte a la variable controlada. Si la

perturbación se compensa correctamente, la variable controlada no se enterara de

que se ha producido tal perturbación.

Retomando el ejemplo del intercambiador, vamos a ver como se puede aplicar un

controlador feedforward. Consideremos que las perturbaciones principales son la

temperatura de entrada Ti(t) y el caudal de proceso, q(t).

En primer lugar medimos Ti(t) y q(t) con TT11 y FT11 respectivamente (ver figura

3.5).

Posteriormente hay que decidir qué acción tomar acerca del caudal de vapor con el

objeto de compensar las perturbaciones.

En este caso la filosofía a seguir es aumentar el caudal de vapor cuando aumenta q(t)

y por el contrario quitar vapor cuando aumente Ti(t). En pura teoría, se podría

determinar a priori que caudal de vapor hace falta para conseguir un valor

determinado de T(t), conocidos Ti(t) y q(t), pero tal y como se ha comentado en el

punto anterior, existen un número mayor de perturbaciones que afectan a T(t) y que

en este caso no han sido tenidas en cuenta. Si una de estas perturbaciones afecta al

proceso, por ejemplo un cambio en la entalpía del vapor, esto provocara que se

cometa un error constante en T(t) con respecto al valor deseado, ya que la función

ha cambiado, siendo T(t) = {Ti(t), q(t)}.



Figura 3.5 Controlador Feedforward.

Para corregir este problema existen dos posibilidades. La primera consiste en seguir

compensando frente a otras perturbaciones, pero en la práctica puede haber

variables perturbadoras que no sean fácilmente medibles haciendo que esta opción

no sea realizable.

La solución correcta consiste en compensar con feedforward las perturbaciones

principales y añadir un feedback para compensar el resto de las perturbaciones no

medidas. Este nuevo esquema de control está representado en la figura 3.6.

En el punto siguiente se comentarán técnicas de control más complicadas que las que

se han visto en este punto. Hay que tener en cuenta que cuanto más complicada sea

una estrategia de control, más cara resulta desde el punto de vista de diseño,

implementación y mantenimiento.

Por lo tanto al diseñar inicialmente un sistema de control hay que intentar usar la

estrategia más sencilla (feedback control), y si esta no es suficiente, probar con otras

estrategias más avanzadas siempre y cuando el coste económico esté justificado.



Figura 3.6 Controlador feedback con compensación feedforward.



3.2. Control Avanzado

Una vez vistas las características generales del Control Básico de Procesos, se hará lo

análogo con el Control Avanzado, utilizando igualmente el ejemplo típico del

calentamiento de una corriente utilizando el calor residual de otra y mediante el

paso de ambos a través de un equipo denominado intercambiador de calor.

El propósito de este equipo es calentar el fluido principal desde una temperatura de

entrada T1 hasta un valor determinado de temperatura de salida T2.

Figura. 3.7. Intercambiador de Calor.

Si suponemos que el fluido calefactor es vapor condensante, la energía que gana la

corriente de proceso es igual al calor cedido por el vapor, suponiendo que no hay

pérdidas, es decir, que el intercambiador y las tuberías están bien aislados. En este

caso el calor cedido es el calor latente de condensación del vapor.

Para conseguir el objetivo deseado podríamos limitarnos a utilizar el control básico, y

utilizar un controlador de temperatura cuya medida sería el valor en cada momento

de T2 y la comparación de este con el punto de consigna se traduciría en una acción

sobre la válvula de vapor.

En conclusión, usaríamos un control feedback con las limitaciones que eso conlleva

como hemos visto en el capítulo anterior.

Si en vez de usar como fluido calefactor un vapor de temperatura constante

utilizáramos, como se ha dicho antes, el calor residual de otro fluido calefactor, cuya

temperatura está condicionada por otros intercambiadores que usan su calor antes

que el nuestro, estaremos introduciendo una variable de perturbación, la

temperatura del fluido calefactor que deberemos tener en cuenta de alguna forma,

si no queremos tener serios problemas para conseguir nuestro objetivo que es

mantener constante, en el valor deseado, la temperatura de salida.



La aparición de esta variable de perturbación nos obliga, si queremos conseguir

nuestro objetivo, a plantear el control teniéndolo en cuenta, es decir, tenemos que

adelantarnos o lo que es lo mismo, aparece la necesidad del control feedforward

como complemento del feedback.

En realidad, en un proceso ideal bastaría con el feedforward, pero los ruidos, las

impurezas y el cambio en los equipos de proceso, tales como el ensuciamiento nos

obliga a combinar ambas técnicas.

Centrándonos en el caso del intercambiador con temperatura variable en la corriente

del fluido calefactor, si queremos adelantarnos deberemos medir de forma continua

la temperatura e “informar” al controlador de la temperatura de salida de dichas

variaciones.

Una de las formas más clásicas es corregir la salida del controlador de temperatura

antes de actuar sobre el punto de consigna del controlador secundario; el esquema

de control quedaría como se ve en la figura 3.8.

Lo que hacemos para corregir la salida del controlador principal, el TC de salida de la

corriente de proceso, es intercalar un nuevo controlador, QC, que es un controlador

de calor cuya PV es la medida del calor que estamos aportando, utilizando la

diferencia de temperaturas, el caudal y el calor específico, Cw, del residuo de vacío

y cuyo calor demandado es la propia salida del TC.

El controlador de calor, QC, comparará el calor demandado, SP, con el calor

aportado, PV, y actuará sobre la variable manipulada, que en este caso es el SP del

controlador de caudal del otro fluido.

Cualquier variación de la temperatura de entrada, modificará la (T1-T2) y por lo

tanto la PV del QC. Esto traerá consigo un adelanto y una corrección del caudal de

residuo ya que si su temperatura es más alta ó más baja deberá reducir ó aumentar

respectivamente el caudal, si queremos mantener la temperatura objetivo.

Se introduce una función de tiempo, L/L, con constante ajustable para que el

adelantamiento se produzca con la cadencia adecuada ya que puede ocurrir que la

toma de temperatura que detecta la variación se encuentre muy alejada y no es en

ese momento sino algo más tarde cuando debe empezar la corrección. Por tanto, en

este caso es necesario que dicha f(t) sea un lag (retraso).



Fig. 3.8. Control Avanzado del Intercambiador de Calor.

Un esquema de control similar se usaría si el fluido calefactor fuese vapor de

temperatura constante y en este caso tuviéramos variaciones por ejemplo en el

caudal de la corriente de proceso.

En este caso el cálculo de calor y el adelantamiento, incluso sin necesidad de

introducir un controlador intermedio, se haría sobre la corriente de entrada del

fluido principal.

Se podría atacar a uno de los parámetros de ajuste de la ecuación del SP del FC de

vapor.

El esquema quedaría como indica la figura 3.9.

Para el mismo, podría establecerse que:

Caudal vapor x HS= C x Caudal producto x (T2-T1)

HS= entalpía del vapor (calor latente en BTU/lb ó similar)

C= calor específico

La ecuación Feedforward quedaría como sigue:

Caudal vapor = K x Caudal producto x(T2-T1)



Fig. 3.9. Control Avanzado del Intercambiador de Calor.

De forma gráfica y ante un aumento en el caudal de entrada de producto la reacción

del sistema, sería así:

Fig. 3.10. Respuesta a la perturbación.



En este ejemplo haría falta un lead (adelanto) puesto que es más lenta la reacción de

la variable manipulada (vapor) que la controlada (producto).

En resumen; un aumento del caudal de producto debe ir acompañado de un

incremento de caudal de vapor que tenga en cuenta la dinámica del proceso.



3.3. Diseño de Instrumentos y Válvulas de Control

En una Planta Industrial se entiende por instrumentación el conjunto de aparatos

destinados a medir las variables de proceso: caudales, presiones, temperaturas,

niveles, composiciones y propiedades físicas.

Se entiende por control el conjunto de sistemas que permiten mantener las variables

de proceso en los valores deseados de forma automática.

Los sistemas de Instrumentación y Control son cada día más completos y sofisticados

con lo que se consigue:

- Funcionamiento optimizado de la Planta

- Mejora del factor de servicio / seguridad

- Reducción de mano de obra directa

En la fase de Ingeniería Básica de especificarse toda la instrumentación necesaria y

suficiente para:

- Buena operatividad de la Planta

- Seguridad de la instalación

Lo anterior es finalmente una función de la política de cada compañía (personal /

inversión / funcionamiento).

Los criterios típicos para una Planta bien instrumentada son los siguientes:

a) Caudales

Han de medirse los caudales de todas las corrientes de proceso para cerrar balances

de materia de la Planta y de secciones individuales, así como todas las entradas y

salidas de corrientes de servicios (agua, vapor, combustible...)

b) Temperaturas

Equipos de intercambio de calor: todas las entradas y salidas

Torres de destilación: cabeza, fondo, platos críticos, platos de extracción

Reactores: suficientes para disponer de un perfil de temperaturas longitudinal

y radial.

En el límite de batería de carga y productos

Servicios auxiliares: a la entrada y salida de la planta como consumo total

para cálculo de costes y en equipos que sean grandes consumidores.

c) Presiones

En recipientes, columnas y reactores



En impulsión de bombas

En aspiración e impulsión de compresores

En el límite de batería de carga y productos

Presiones diferenciales en columnas de destilación y filtros u otros equipos

cuya longitud de ciclo operativo venga limitada por la caída de presión.

d) Analizadores

Son equipos normalmente costosos y su uso se suele limitar cuando son requeridos

por la criticidad del parámetro a medir: especificación de composición en productos,

especificación punto T95 diesel, etc.

La especificación de instrumentos incluye la siguiente información:

3.3.1. Instrumentos de caudal

Los tipos de elementos primarios más empleados son:

- Placa de orificio (el más común). Consiste en una placa metálica en la que se

ha practicado un orificio (diafragma) y genera una delta P (�P). El caudal se

mide en función de esta delta P (función cuadrática).

Ventajas: Es apto para la mayoría de gases y líquidos. No tiene componentes

móviles. Poco mantenimiento.

Desventajas: Relativa poca exactitud (± 3%). La viscosidad afecta al rango de

caudal. Pérdida de presión no recuperable. En el caso de gases es necesario

realizar una corrección de las placas por P y T, ya que las placas se diseñan en

unas condiciones (P, T) que pueden variar en la operatoria de la planta.

- Tubos Venturi. Al igual que las placas de orificio están basados en la medida

de presión diferencial. Consiste en una parte metálica con un

estrangulamiento que se inserta en la tubería como parte de la misma,

midiendo la presión a ambos lados del estrechamiento.

Ventajas: Pérdida de carga poco elevada. Posibilidad de medir caudales

mayores que las placas de orificio. Facilidad para medir líquidos con sólidos

en suspensión.

Desventajas: Son más caros.

- Medidores másicos. Están diseñados para medir directamente el caudal de

fluido en kg/h, en lugar de m3/h. Los hay de distintos tipos en función del

principio en el que se basen (efecto Coriolis, principio térmico, momento

angular).



Ventajas: Buena exactitud. Rango medida amplio. Lectura directa en masa.

Indicado en fluidos muy viscosos

Desventajas: Son caros. No se utilizan en gases ni vapor.

- Turbinas. El fluido que entra en el medidor hace girar un rotor a una

velocidad proporcional a la del fluido y por tanto al caudal instantáneo.

Ventajas: Alta precisión. Muy utilizados en trasiego de productos entre

factorías y cargaderos, y para medidas fiscales.

Desventajas: Sólo se utilizan en fluidos limpios con poca viscosidad.

- Ultrasonidos. Son muy poco utilizados. Miden la velocidad de circulación de

un líquido mediante dos transductores de ultrasonidos situados uno aguas

arriba del otro.

Ventajas: Indicados en instalaciones de altas presiones. Algunos de ellos son

portátiles (no es necesaria instalación en la tubería interna).

Desventajas: Equipo costoso. Necesidad de que la tubería esté llena de

líquido. Porcentaje de sólidos inferior a un 30%.

- Otros. Caudalímetro tipo Vortex, magnéticos, de desplazamiento positivo

3.3.2. Instrumentos de temperatura

Tipos de instrumentos de medida:

- Termómetros de dilatación. Se basa en la dilatación sobre un tubo capilar de

un líquido contenido en un depósito.

- Termómetros de resistencia. Están basados en el hecho de que algunos

elementos dejan pasar con mayor o menor facilidad la corriente eléctrica.

Pueden ser de resistencia metálica o de un material semiconductor.

- Termopares. Se basan en la propiedad física de entre las uniones de dos

metales diferentes que forman un circuito cerrado, se genera una corriente

cuando dichas uniones están a diferente temperatura, dependiendo dicha

corriente de la diferencia de Tª y de la naturaleza de los metales.

3.3.3. Instrumentos de presión

Todos los sistemas para la medida de presión tienen básicamente dos elementos:

sensor y transmisor.

Sensor. Proporciona una señal a la presión medida y la transmite a los dispositivos

encargados. Existen dos tipos de sensores:

- Mecánicos (cápsula, tubo Bourdon y fuelle).



- Electro-mecánicos (capacitivos, de galga extensiométrica, inductivos,

piezoeléctricos, de semiconductor).

Transmisor. Acondiciona la señal del sensor y la transforma en señal eléctrica o

neumática. Hay varios tipos de transmisores:

- Analógicos de bajo coste.

- Analógicos convencionales.

- Inteligentes.

- De altas prestaciones

3.3.4. Instrumentos de nivel

En la selección del tipo de medidor tienen preferencia los medidores estáticos frente

a los que tiene partes móviles y los que no necesitan contacto con el fluido.

Dependiendo de la función se clasifican en:

- Indicadores locales.

- Transmisores de nivel continuo.

- Interruptores de nivel.

- Niveles de tanques de almacenamiento.

Los más empleados son: medida de nivel por presión diferencial (�P-cell), visual, de

flotador, magnéticos, radar, ultrasonidos, capacitivos...

3.3.5. Instrumentos analizadores de composición

- Cromátografos en línea

- Propiedades físicas: Densímetros, conductivímetros, pH-métros,

viscosímetros, etc.

3.3.6. Válvulas de control

Cualquier variable de proceso puede ser controlada mediante la apertura o cierre de

una válvula.

Es necesario especificar durante la Ingeniería Básica tantos lazos de control como

variables (grados de libertad) que el proceso requiera se mantengan en un valor

prefijado. El control que se define en esta etapa ha de ser un control básico y sólido,

con lazos sencillos. Este control puede sofisticarse en etapas posteriores del proyecto

(control multivariable DMC), peros siempre ha de estar disponible en caso de

situaciones operatorias como la puesta en marcha en la que se tiende a buscar

procedimientos sencillos hasta que la planta está en funcionamiento.



Un esquema general de un lazo de control simple es el siguiente:

Figura 3.11. Esquema general de un lazo de control simple

Medidor: cualquiera de los instrumentos ya descritos

Transmisor: recibe la señal del medidor, la convierte y transmite en forma de señal

eléctrica.

Controlador. Compara la señal del medidor con el punto de consigna y envía una

señal resultado de un algoritmo PID (proporcional, integral y alternativo) respecto de

la desviación.

Convertidor E / N: convierte la señal eléctrica en neumática

Válvula de control: Válvula activada por membrana o diafragma activada por la

presión del aire de instrumentos del convertidor E/N.

Los tipos de válvula en función de la curva de apertura frente a caudal son:

isoporcentual y lineal. Las más utilizadas son las válvulas isoporcentuales.

El parámetro que define una válvula de control es el coeficiente de flujo conocido

normalmente como Cv, que indica la capacidad de la válvula. Por definición, este

coeficiente es “el número de galones por minuto de agua que pasa a través de un

orificio de restricción con una caída de presión de 1 psi”. Por ejemplo, una válvula

que tiene un Cv máximo de 12 significa que su área de paso es tal que en la posición

completamente abierta pasan 12 gpm de agua con una P de 1 psi.

Durante la etapa de Ingeniería Básica no se requiere el cálculo de Cv en la hoja de

datos. Sin embargo, el Ingeniero de Procesos debe asegurarse que la válvula

especificada tiene un Cv aceptable, para que durante la Ingeniería de Detalle, se

proceda a la selección y compra de una válvula adecuada para el servicio.

El cálculo del Cv de una válvula depende de:



- Naturaleza del fluido: líquido, gas o vapor

- Tipo de flujo: crítico o subcrítico

En la Ingeniería Básica es necesario especificar la “acción de la válvula a fallo de

aire”. Esto quiere indicar la posición segura que tiene que adoptar la válvula en caso

de algún fallo operatorio en la planta, que se traduce en un corte del aire que de

forma neumática actúa la válvula. Las distintas acciones son:

- Acción a fallo ABRE

- Acción a fallo CIERRA

- Acción a fallo SOSTENIDO. Queda en la posición última antes del fallo.

Los datos necesarios en Ingeniería Básica para la especificación de una válvula de

control son los siguientes:

Numeración, servicio y número de válvulas necesario

Datos generales de operación

Propiedades del fluido a la entrada y salida. Especial atención a la

especificación de válvulas con fase mixta en la salida.

Características de la válvula.

Presiones de entrada y salida: definen el rating de la válvula.

Pérdida de carga: debe ser especificada empleando experiencia y un juicio

entre operatividad y economía. Debe ser suficiente para compensar cambios

en condiciones de operación, cambios en las propiedades del fluido,

ensuciamiento o envejecimiento del sistema, etc.

Algunas guías para especificar la P son:

- Impulsión de bombas. La mayor de:

o kg/cm2, 30% de la pérdida por fricción del sistema

o 10% de la altura de la bomba

- Condensación en cabeza columnas: 0.2 kg/cm2


Otras habilidades del Ingeniero de Procesos 125

4. OTRAS HABILIDADES DEL INGENIERO DE PROCESOS

4.1. Eficiencia Energética en la Industria

El consumo eficiente y el uso racional de la energía son instrumentos claves para la

reducción de los costes energéticos en los sectores económicos y, por lo tanto, de la

mejora de la competitividad del mismo.

La Eficiencia Energética también es instrumento de primer orden para preservar la

calidad medioambiental y contribuir al desarrollo sostenible.

Aunque algunas de las medidas de mejora de la Eficiencia Energética se basan en la

puesta en ejecución de buenas prácticas operativas (inversión nula), en otros casos

es necesaria la realización de inversiones de mayor o menor coste, con el fin de

proporcionar al sistema las mejoras necesarias.

Estas inversiones, de modo general, pueden ordenarse por nivel de inversión

requerido en la siguiente clasificación:

Medidas de inversión mayor: reemplazo, reparación o modificación,

realizados sobre los equipos de generación, transporte o utilización de la

energía.

Medidas de inversión menor: reparación o mantenimiento correctivo

menor de las instalaciones.

Medidas de inversión nula: adopción de prácticas de operación apropiadas

para la conservación de la energía. Por ejemplo: instrucción de los

operadores y revisión de los niveles de control para la operación de los

sistemas.

El orden de aplicación de las medidas es precisamente el inverso al de la lista

precedente:

Primero las medidas de inversión nula, mejorando prácticas de operación,

instruyendo al personal y desarrollando manuales de procedimiento que

tiendan a minimizar en forma inmediata el desperdicio energético.

Seguidamente se procederá a la realización de trabajos de reparación y

mantenimiento menor (aplicación de medidas de ahorro estándares). A

esta altura usualmente el resultado en materia de ahorro de energía suele

ser apreciable.

Por último, se podrá pasar a analizar la viabilidad económica de proyectos

de inversión (inversiones mayores).



A continuación se citan algunos ejemplos de medidas de inversión nula (que, en

general, consisten en evitar el sobreconsumo, promoviendo un uso cuidadoso de los

recursos):

Ajuste de los registros de aire del quemador de una caldera u horno para

optimizar la combustión, ya sea reduciendo el exceso de aire al mínimo

admisible, o corrigiendo combustiones incompletas.

Ajuste de las variables de operación de un determinado sistema, por

ejemplo verificar si se puede reducir la presión de operación de un

sistema de aire comprimido, bajándole el “set-point” del presostato del

tanque principal.

Asimismo, como ejemplos de medidas de inversión menor pueden citarse:

Control de pérdidas de fluido en cañerías de vapor, aire comprimido u

otros fluidos energéticos: cambio de válvulas o trampas de vapor

deterioradas, empaquetaduras, sellos, etc.,

Mantenimiento de aislamientos térmicos en líneas que transportan fluidos

calientes.

Cambios en sistemas de atomización en quemadores de calderas u hornos,

para obtener combustiones más completas y disminuir las pérdidas en la

chimenea.

Reparaciones o tareas de mantenimiento en los equipos “clientes” de la

cadena energética de modo de mejorar su eficiencia y lograr así que

demanden cantidades menores de energía.

Análogamente, como ejemplos de Medidas de inversión mayor pueden citarse:

Reemplazo o modificación de calderas.

Recambio de motores por otros de mejor rendimiento.

Rediseño de los sistemas de control, generalmente buscando la

automatización de los controles de las variables energéticas relevantes.

Reemplazo de instrumentos de control defectuosos u obsoletos por otros

nuevos o más modernos.

A continuación se repasan algunos de los equipos de mayor consumo energético en

cualquier proceso industrial, describiéndose sus principales características y las

medidas de mejora de Eficiencia Energética que se pueden implementar en los

mismos.



4.1.1. Eficiencia energética en motores y bombas

En este apartado se evalúan las tecnologías y componentes con uso intensivo de

energía dentro de las prácticas habituales en la industria, como motores, bombas y

ventiladores, sistemas de aire comprimido, etc. En cada uno de los apartados se

describe de forma general su funcionamiento y los aspectos claves que permiten

optimizar la Eficiencia Energética de las instalaciones.

Aproximadamente el 60% de la energía eléctrica consumida a nivel mundial se debe

al funcionamiento de los motores eléctricos, ya que mueven una gran cantidad de

dispositivos industriales y domésticos como bombas, compresores, ventiladores,

maquinaria, vehículos, etc.

Además, el gasto asociado a este consumo eléctrico es del orden de 60 a 100 veces

mayor que la inversión realizada inicialmente. A pesar de ello, el criterio de

Eficiencia Energética no suele ser tenido en cuenta a la hora de la adquisición de un

nuevo equipo. No se comprende suficientemente que los motores con mayor

eficiencia, aunque son más caros inicialmente, compensan la diferencia en un plazo

reducido gracias al menor coste de operación.

Otra razón es la poca información que tienen los ingenieros y técnicos de la

Eficiencia Energética de los motores, parámetro por otra parte de difícil

cuantificación y comparación. Este desconocimiento da inseguridad en el momento

de la aplicación y en algunos casos puede ocasionar inconvenientes en la operación

de los motores.

Motores eléctricos. Principio de funcionamiento

La misión fundamental del motor eléctrico es la de transformar la energía eléctrica

en energía mecánica que permita poner en movimiento el mecanismo del equipo en

el que se instale. El funcionamiento de un motor se basa en las propiedades

electromagnéticas de la corriente eléctrica y la posibilidad de crear a partir de ellas

unas determinadas fuerzas de atracción y repulsión encargadas de actuar sobre un

eje y generar un movimiento de rotación. Con independencia de la tecnología que

utilice, la Eficiencia Energética de un motor está caracterizada por una serie de

pérdidas eléctricas y mecánicas en sus componentes y que se pueden agrupar en

tres:



Pérdidas por efecto Joule: tienen lugar como consecuencia de la

resistencia que oponen los devanados del motor (rotor y estator) al paso

de la corriente eléctrica.

Pérdidas magnéticas: pérdidas asociadas a los campos magnéticos

presentes en el interior de la máquina.

Pérdidas mecánicas: son debidas a la fricción que ejerce el aire y los

elementos fijos sobre las partes móviles del motor.

La mayor o menor Eficiencia Energética de un motor eléctrico depende de la

magnitud de los diferentes tipos de pérdidas. Así, los motores con un diseño

apropiado de sus devanados y partes móviles y unos materiales adecuados permiten,

para una potencia en el eje similar, un menor consumo respecto de un motor más

económico en el que estos aspectos no se hayan tenido en cuenta de forma

exhaustiva. Pero hay otros factores que se refieren al régimen y modo de

funcionamiento del motor, como por ejemplo:

El dimensionamiento adecuado del motor para la aplicación a la que va

destinado.

Régimen de carga: carga parcial o nominal, carga variable o estacionaria,

sobrecargas, etc.

Alimentación del motor: características y calidad de la corriente eléctrica

de entrada al motor.

Mantenimiento realizado.

Mejora de la Eficiencia Energética en motores eléctricos

Utilización de motores de alta eficiencia

Este tipo de motores cuentan con un diseño y construcción especiales que favorecen

unas menores pérdidas que los motores estándar. De los costes totales de operación

de un motor durante su vida útil, el coste de compra supone el 1%, la energía el 95%,

el mantenimiento el 3% y los costes de ingeniería y logística el 1%. Así, el coste de

compra del motor es poco significativo respecto al coste total de operación, por eso,

al seleccionar motores eléctricos hay que considerar fundamentalmente su

eficiencia.

Hay tres tipos estandarizados de motores de alta eficiencia: EFF1, EFF2 o EFF3, en

función de las características de la aplicación a la que estén destinados.

A continuación se presentan una serie de ventajas y limitaciones que tienen estos

motores.



Ventajas de los motores de alta eficiencia:

Son más robustos que los motores estándar, lo que se traduce en menores

gastos en mantenimiento y mayor tiempo de vida.

Una mayor eficiencia supone un menor coste de operación.

Limitaciones de los motores de alta eficiencia:

Operan a una velocidad mayor que los motores estándares. Esto puede

significar un incremento en la carga. Esta posibilidad debe valorarse en

cada caso.

El par de arranque puede ser menor que el de un motor estándar, por lo

que hay que analizar cuidadosamente cada caso. La corriente de arranque

suele ser mayor, lo que puede provocar que se sobrepase el límite de

caída de tensión en la red en el momento del arranque.

En lo que concierne a recomendaciones para la aplicación de motores de alta

eficiencia, se re recomienda la compra y el uso de este tipo de motores en los

siguientes casos:

En los motores entre 10 CV y 75 CV cuando operan 2.500 horas anuales o

más.

En motores de menos de 10 CV o superior a 75 CV cuando superan las

4.500 horas.

Cuando se usan para reemplazar a motores sobredimensionados.

Cuando se aplican conjuntamente con variadores electrónicos de

frecuencia.

Sustitución en lugar de reparación de un motor usado

Cuando un motor falla se presentan dos alternativas: reparar el motor averiado o

comprar un nuevo motor. La alternativa de la reparación parece ser, a primera vista,

la más oportuna cuando su coste es inferior a una nueva compra. Sin embargo, en la

mayoría de las ocasiones, el rebobinado de un motor conduce a una pérdida de

rendimiento y a una menor fiabilidad de funcionamiento. Según estudios de los

fabricantes de motores, la eficiencia empeora entre 1,5% y 2,5% tras el rebobinado.

La decisión de sustituir el motor averiado por un motor de alta eficiencia depende de

varios factores, como el coste de reparación, la variación del rendimiento, el precio

del nuevo motor, la eficiencia original del motor instalado, el factor de carga, las

horas de operación anuales, el precio de la energía y el criterio de amortización. No

obstante, es recomendable atender a los siguientes criterios de elección:



Relacionarse con talleres de reparación cualificados para la obtención de

información fiable.

Los motores menores de 40 CV y más de 15 años de utilización y los

motores menores de 15 CV son candidatos a ser reemplazados.

Si el coste del rebobinado supera el 50% del coste de un motor nuevo,

debería ser sustituido.

Dimensionamiento adecuado

Se recomienda que la potencia nominal esté sobredimensionada del 5% al 15%

respecto a la potencia necesaria para la aplicación, con el objetivo de que el motor

opere con eficiencia y factor de potencia (relación entre el consumo de energía

activa y energía reactiva) adecuados. El procedimiento para el cálculo de la potencia

adecuada depende del régimen de carga del motor, ya que es posible subdimensionar

en ciertos casos el motor en función de la cantidad de arranques y paradas a las que

se vea sometido.

Utilización de control electrónico de velocidad

Es importante que el motor y el equipo operen en su punto óptimo de operación, es

decir, que el motor accione la carga a la velocidad necesaria con un consumo mínimo

de energía. El equipo más utilizado para este fin es el variador electrónico de

velocidad o frecuencia.

Un variador modifica la frecuencia de la onda de tensión de alimentación al motor,

permitiendo que el motor trabaje muy cerca del punto óptimo de operación.

Este tipo de equipos permite regular el par motor sin necesidad de recurrir a otras

opciones mucho menos eficientes, logrando un considerable ahorro de energía y otros

beneficios adicionales como una mayor vida útil del motor, menor ruido, menor

desgaste, mejor control y posibilidades de regeneración.

Las cargas que tienen un régimen variable son las mejores candidatas a ser

accionadas mediante un motor con variador para ahorrar energía. Un ejemplo muy

típico son los ventiladores y bombas centrifugas.

Bombas. Descripción de un sistema de bombeo

La finalidad de una instalación de bombeo consiste en el transporte de un fluido

hasta el punto de consumo, almacenamiento o evacuación, venciendo una



determinada altura geométrica y las pérdidas por rozamiento generadas en el

circuito de tuberías (pérdida de carga).

Un sistema de bombeo está formado por dos componentes principales:

Circuito hidráulico: por el que circula el fluido, caracterizado por la

longitud, diámetro y rugosidad del entramado de tuberías. Este circuito

vence una determinada altura geométrica y, además, para un caudal

determinado que circula por él tiene asociada una determinada pérdida de

carga (resistencia al paso del fluido de las paredes de las tuberías), lo que

permite elaborar una curva característica (altura-caudal) del

funcionamiento del circuito.

Equipos de bombeo: bomba o agrupación de bombas que impulsan un

determinado caudal de fluido, de modo que le confieren la energía

necesaria para vencer la altura geométrica y la pérdida de carga

determinada por dicho caudal en el circuito. La bomba consiste en un

rodete con álabes arrastrado por un motor, normalmente eléctrico. En

función del circuito al que esté conectada, la bomba es capaz de impulsar

un determinado caudal hasta una determinada altura (altura geométrica

más altura equivalente por pérdidas de carga). Ello permite trazar una

curva característica (altura-caudal) de la operación de la bomba.

La combinación de ambas curvas características permite la determinación del punto

de operación del sistema, que viene dado por el punto de corte de ambas curvas.

El consumo de energía de la bomba es la suma de tres componentes:

La energía necesaria para la elevación del fluido (altura geométrica).

Pérdidas en el motor de la bomba.

La energía necesaria para vencer las pérdidas de carga del circuito hidráulico.

Por tanto, el consumo energético de la bomba depende del motor empleado para

arrastrarla, de la altura a vencer, el caudal y las pérdidas de carga del circuito.

Mejora de la Eficiencia Energética en sistemas de bombeo

Las causas más frecuentes de un bajo rendimiento del sistema son las siguientes:

Motores de accionamiento de bajo rendimiento: Las medidas de mejora de

Eficiencia Energética en estos equipos ya fueron comentadas en el apartado

anterior (motores eléctricos).

Circuito inadecuado: diseño defectuoso o modificaciones de la instalación

original. Debido a que la característica de funcionamiento de una bomba es



fuertemente no lineal, toda desviación de la operación del sistema fuera del

rango óptimo de la bomba conduce a un funcionamiento ineficiente de la

misma. Estas desviaciones pueden ser fruto de un mal dimensionamiento o de

posteriores modificaciones o ampliaciones del circuito hidráulico. Toda

modificación del circuito ha de llevar consigo un estudio de la modificación

del punto de funcionamiento de la bomba para determinar la necesidad del

ajuste o sustitución del equipo de bombeo para asegurar que trabaja en unas

condiciones óptimas.

Regulación inadecuada: A menudo los circuitos de bombeo no funcionan con

una carga constante sino que el caudal que circula por ellos es variable. Esta

circunstancia es muy habitual en la industria (centrales de frío,

condensadores, circulación de líquidos, etc., en los que la demanda no es

constante).

Para variar el caudal que circula por el circuito es necesario modificar las

condiciones de operación del circuito o de la bomba. Las distintas opciones son las

siguientes:

Válvulas de regulación: se introduce una pérdida de carga adicional en el

circuito, por lo que el caudal disminuye. La potencia requerida disminuye,

pero el rendimiento global de la instalación desciende en mayor medida.

Arranque/parada: es una opción muy perjudicial para la bomba y el circuito

porque se producen golpes de ariete (cambios bruscos en la presión del

fluido). Energéticamente es más eficiente que la opción anterior.

By-pass: se recircula cierta cantidad de fluido por la apertura de una válvula

de by-pass. Es la opción menos eficiente energéticamente.

Control de velocidad: es el método más eficiente, ya que en todo momento la

bomba opera en su punto óptimo de funcionamiento.

4.1.2. Eficiencia Energética en Hornos

Llamamos horno a un equipamiento diseñado para calentar materiales con el

propósito de cambiar sus propiedades mediante tratamientos térmicos.

Dado que, durante el calentamiento los gases de combustión toman contacto directo

con la carga, el tipo de combustible utilizado cobra gran importancia. Algunos

materiales, por caso, no toleran presencia de azufre en el mismo. Y en otros casos

los combustibles sólidos generan materiales particulados que pueden perjudicar los

materiales dentro del horno, o sus emisiones de no tener control, el ambiente.



Por distintas razones entonces:

La variedad de hornos utilizan distintas clases de combustibles: sólidos,

líquidos, gaseosos o bien la electricidad como aportantes calóricos.

Los hornos de inducción y de arco, por ejemplo, utilizan energía de primer

grado en forma de electricidad para fundir acero o fundición de hierro.

Los hornos para fundir otros metales no ferrosos habitualmente utilizan fuel

oil, o gas natural como combustible (recicladoras de aluminio)

Los calentados con derivados del petróleo en su gran mayoría queman fuel oil,

o aceites livianos, especialmente aquellos usados para operaciones de

recalentamientos y tratamientos térmicos.

El horno ideal es aquel que puede calentar tanto material como sea posible, a una

temperatura uniforme, con el menor consumo de combustible y trabajo. La clave de

una operación eficiente reside en la completa combustión del combustible con el

mínimo exceso de aire. Siendo esto así, los hornos operan con una eficiencia

relativamente baja (tan baja como del 7%), comparada con otros equipos de

combustión tales como calderas (con eficiencias de hasta un 90% en sus casos de

tecnologías de punta y última generación).

Refractarios del horno

Cualquier material que pueda resistir la acción abrasiva o corrosiva de sólidos,

líquidos o gases a altas temperaturas, a menudo bajo carga, puede ser descrito como

un refractario. Las variadas combinaciones de condiciones operativas en las cuales

son usados los refractarios hacen necesario un rango de manufactura que cubra un

amplio campo de propiedades. Los refractarios se fabrican en distintas formas y

composiciones, dependiendo de su aplicación.

Podemos sintetizar los requerimientos generales de estos materiales:

Capacidad para soportar altas temperaturas.

Capacidad para soportar cambios súbitos de temperatura.

Capacidad para soportar la acción corrosiva de escorias fundidas, gases

calientes, etc.

Capacidad para soportar la carga en las condiciones de servicio.

Capacidad para soportar la carga y fuerzas abrasivas.

Conservar el calor.

Tener un bajo coeficiente de expansión térmica.

No contaminar el material con el cuál toma contacto.



Pérdidas de calor en un horno

Estas pérdidas incluyen:

Pérdidas en los gases de salida. Son parte del calor que permanece en los

gases de la combustión. También llamadas pérdidas por la chimenea o

pérdidas en los gases residuales.

Pérdidas por la humedad en el combustible. El combustible presenta cierto

contenido de humedad, y parte del calor es usado para evaporarla.

Pérdidas por el Hidrógeno en el combustible. Este es el resultado de la

formación de agua con el mismo.

Pérdidas a través de las aberturas del horno. Hay pérdidas por radiación a

través de aberturas y llegan a ser significativas, especialmente en aquellos

hornos que operan a temperaturas superiores a los 540 ºC. Una segunda

pérdida ocurre con el aire de infiltración causado por el tiro del sistema de

salida de gases (chimenea y anexos) que provocan depresión dentro de la

cámara, aspirando aire a través de grietas y espacios no sellados, o cada vez

que se abren las puertas.

Pérdidas por la superficie del horno. Pérdidas exteriores: mientras que la

temperatura en el interior es alta, el calor es conducido a través del techo,

piso y paredes, y emitido al aire ambiente en contacto con la piel del horno o

superficie

Otras pérdidas. Hay otras vías para que el calor fugue del horno sin ser

aprovechado, y cuantificarlo no es simple. Algunas incluyen:

o Pérdidas del calor acumulado. Cuando el horno arranca su estructura

metálica y el asilamiento también se calientan, y ese calor deja la

estructura cuando el horno se apaga. Estas pérdidas crecen con el

número de repeticiones del ciclo.

o Pérdidas durante la manipulación del material. El equipo utilizado

para mover la carga a través del horno (transportadores, vigas móviles,

carros, etc.) también absorben calor. Cada cierto tiempo este

equipamiento emerge del horno y pierden su calor al ambiente. En

consecuencia las pérdidas de calor se incrementan con la cantidad de

equipo auxiliar y con la frecuencia con que ingresa y sale del horno.



o Pérdidas por los medios de enfriamiento. El agua y el aire son usados

para enfriar cilindros, rodamientos y rodillos, y otros sistemas útiles,

por tanto se llevan el calor absorbido.

o Pérdidas por combustión incompleta. Se pierde calor si la combustión

no se completa ya que las partículas de combustible no quemado han

absorbido calor pero este calor no es utilizado.

o Pérdidas de calor debido a la formación de cascarilla o laminilla.

Mejora de la Eficiencia Energética en Hornos

En este punto se explica las distintas oportunidades para ahorrar energía en los

hornos tratados y por extensión aplicable conceptualmente a otros sistemas. Las

medidas clásicas de mejora de la Eficiencia Energética en un horno industrial son:

1. Mantener una combustión completa con mínimo exceso de aire.

2. Mantener una apropiada distribución del calor.

3. Mantener la operación del horno a su temperatura óptima.

4. Reducir al máximo todas las pérdidas calóricas a través de las aberturas

del horno.

5. Mantener el balance adecuado de las corrientes de entrada al horno.

6. Optimizar la capacidad de utilización.

7. Recuperar el calor latente de los gases de salida.

8. Minimizar las pérdidas de calor a través de los refractarios.

9. Utilizar recubrimientos cerámicos.

10. Seleccionar los refractarios más apropiados.

Combustión completa con mínimo exceso de aire.

La cantidad de calor perdida en los gases de escape (pérdidas por la chimenea)

depende de la cantidad de aire en exceso. Para lograr la combustión completa con

mínimo exceso de aire, es necesario controlar las infiltraciones, mantener la presión

del aire de combustión, la calidad del combustible y monitorear la cantidad de aire

en exceso. Demasiado exceso de aire reduce la temperatura de llama, la del horno y

la tasa de calentamiento.

La optimización del aire de combustión es la medida más económica y atractiva para

nuestro propósito económico. Los ahorros potenciales son mayores cuanto más alta

sea la temperatura del horno. La relación de aire (cantidad actual de aire / cantidad

teórica de aire) nos da una indicación del exceso de aire.



Apropiada distribución del calor

El horno debe estar diseñado para asegurar que la carga se calienta uniformemente,

en un tiempo determinado y a la temperatura deseada, con mínimo consumo de

combustible. Cuando se usan quemadores debemos lograr las condiciones que

garanticen la apropiada distribución de calor:

La llama no debe tocar ni ser obstruida por ningún objeto sólido.

Las llamas de los diferentes quemadores deben estar libres de influencias

entre sí, ya que la intersección de llamas causan combustión incompleta.

Grandes quemadores producen grandes llamas, esto puede dificultar

contenerlas dentro del horno. Se recomienda utilizar mayor número de

quemadores de menor capacidad.

Operación a la temperatura óptima del horno

Es importante operar el horno a su temperatura óptima. Si se trabaja a alta

temperatura tendremos pérdidas de calor, oxidación excesiva, decarburización y

tensión (stress) en los refractarios. El control automático de temperatura en el horno

se impone para minimizar errores humanos.

Prevención de pérdidas de calor a través de las aberturas

El calor se puede perder por radiación directa a través de las aberturas, tales como

las de carga, de extracción de la carga o de salida y por los orificios de inspección en

paredes y techo. También hay pérdidas de calor por la diferencia de presiones entre

la cámara y el ambiente, lo que causa combustión de los gases que fluyen por estos

orificios.

Sin embargo, la mayor parte del calor se pierde si hay infiltración de aire desde el

exterior ya que, sumado a la pérdida de calor, causa diferencias de temperatura

entre la carga y la cámara y puede conducir a fenómenos de sobre-oxidación.

Es importante mantener las aberturas tan pequeñas como sea posible y selladas. Otra

manera efectiva de reducir las pérdidas de calor a través de las aberturas es

minimizando la apertura de puertas y por el menor tiempo posible. Esta pérdida es

de alrededor del 1% de la cantidad total de calor generado en el horno, si se controla

adecuadamente la presión del horno.



Control del aire en el horno

Si dentro del horno hay presión negativa, el aire exterior se infiltrará por todas las

aberturas y grietas afectando el control de la relación aire-combustible. Esta

situación puede ser la causa de que el material no alcance las temperaturas previstas

o se caliente de forma no homogénea, afectando a los siguientes pasos del proceso,

aumentando los rechazos y el consumo de combustible. Para evitarlo es preferible

mantener dentro del horno una ligera presión positiva.

Pero la diferencia de presión deberá ser lo más baja posible para evitar la

exfiltración ya que, aun siendo este un problema menor que el de la infiltración,

terminará en llamas emergiendo del horno, sobrecalentamiento del refractario (lo

cual provoca una menor vida útil), aumento de los mantenimientos y quemado de los

ductos y equipos auxiliares.

Optimizando la capacidad de utilización

La carga es uno de los factores de mayor importancia, sino el mayor, entre los que

afectan la eficiencia de un horno. Incluyendo en ella la cantidad de material

colocado en el horno, su disposición y el tiempo de residencia dentro del mismo.

1. La carga óptima. Si el horno es infra o sub cargado la proporción de calor

total disponible que será tomado por la carga será menor y por lo tanto la

eficiencia baja.

2. Disposición óptima de la carga. La carga de los materiales debe

acomodarse para que: a) Reciban la máxima cantidad de radiación desde

las superficies calientes de la cámara y llamas; b) los gases calientes

circulen eficientemente sobre las caras del material a calentar; y c) la

carga no se deberá ubicar en el camino directo de los quemadores, en un

área que pueda bloquear la libre circulación de los gases o cerca de las

puertas o aberturas.

3. Tiempo óptimo de residencia de la carga. El consumo de combustible se

mantiene a un mínimo y la calidad del producto mejora si la carga sólo

permanece dentro del horno hasta adquirir las propiedades deseadas.

Recuperación del calor residual contenido en los gases de escape

En todo horno industrial los productos de la combustión abandonan el mismo a una

temperatura más alta que la temperatura de la carga. Los gases de escape se llevan

a través de la chimenea de 35 a 55% del calor entregado al horno.



Cuanto más alto es el exceso de aire y la temperatura de los gases de salida, más

alto será el calor perdido recuperable. No obstante, el objetivo primario será

minimizar la cantidad de calor generado y perdido usando medidas de conservación.

La recuperación de este calor sólo debe ser considerada cuando otras medidas más

enérgicas de conservación no son posibles o prácticas.

El calor en los gases de escape puede recuperarse para precalentar la carga, el aire

de combustión o para otros procesos como describimos:

a) Precalentamiento de la carga. Desde que las materias primas están

normalmente a temperatura ambiente, pueden ser calentadas

suficientemente usando los gases de salida a alta temperatura para

reducir notablemente la tasa de consumo de combustible.

b) Precalentamiento del aire de combustión.

c) Utilización del calor residual como fuente de calor para otros procesos

como, por ejemplo, generar vapor o agua caliente mediante una caldera

de gases de escape.

Minimizando las pérdidas a través de la superficie “piel” del horno

Alrededor del 30 a 40% del combustible utilizado en hornos intermitentes o continuos

es usado para completar las pérdidas de calor a través de la superficie/piel o

paredes. La magnitud de las pérdidas por las paredes depende de:

La emisividad de su material.

La conductividad térmica de los refractarios.

El espesor de paredes.

La operación continua o intermitente.

Hay varias maneras para minimizar pérdidas de calor:

Selección apropiada del material refractario a utilizar.

Incrementando el espesor de paredes.

Instalando ladrillos aislantes. La temperatura exterior y las pérdidas de calor

en una pared compuesta son mucho menores para una pared de ladrillos

refractarios y ladrillos aislantes que los de una pared del mismo espesor pero

únicamente de ladrillos refractarios. La razón es que los ladrillos aislantes

poseen mucho menor conductividad.

Planificando los tiempos operativos del horno. Para muchos hornos pequeños,

los periodos de operación se alternan con los de inactividad.



Uso de recubrimientos cerámicos (coberturas de alta emisividad)

Las cubiertas o recubrimientos cerámicos en la cámara del horno promueven la

rápida y eficiente transferencia de calor, el calentamiento uniforme y la extensión

de la vida de refractarios. La emisividad de los refractarios convencionales decrece

con el incremento de la temperatura mientras que para los recubrimientos cerámicos

esta crece ligeramente. Esta propiedad extraordinaria ha sido bien explotada

utilizando cerámicos como recubrimientos para aislamiento de las caras calientes.

Estos recubrimientos presentan una alta emisividad y una prolongada vida a

temperaturas de hasta 1350 ºC.

Existen dos tipos de recubrimientos cerámicos: aquellos usados para recubrir

estructuras metálicas, y aquellos usados para cubrir refractarios. No presentan

toxicidad, no son inflamables y de base acuosa. Aplicados a temperatura ambiente

son proyectados (spray) y secan al aire en menos de cinco minutos.

Selección de refractarios

La selección del refractario apunta a maximizar el desempeño de la instalación. Los

fabricantes de hornos y usuarios suelen considerar los siguientes puntos al elegirlos:

Tipo de horno

Carga estructural del horno

Tipo de metal cargado

Tensiones debidas al gradiente de temperatura sobre las estructuras y las

fluctuaciones de temperatura

Presencia de escorias

Compatibilidad química con el entorno ambiental del horno

Área de aplicación

Transferencia calórica y ahorro de combustible

Temperaturas de trabajo

Consideraciones de costes

Presencia de abrasión e impacto

4.1.3. Eficiencia Energética en Calderas y redes de Vapor

Una caldera es un recipiente cerrado donde el agua es calentada, se genera vapor, se

sobrecalienta el vapor o se produce una combinación de estas funciones, bajo

presión, para uso externo al mismo. Todo ello por aplicación directa de energía



obtenida de la combustión de un combustible, de energía eléctrica, nuclear o de

alguna otra fuente.

Presión de generación y utilización

En instalaciones medianas y pequeñas consumidoras de vapor, existe cierta tendencia

a distribuir y utilizar el vapor a la presión de generación en la caldera o a una presión

cercana a ella. En instalaciones grandes con procesos variados suelen emplearse dos

o más niveles de presión en la distribución.

Las presiones altas corresponden generalmente a vapor sobrecalentado, empleado

para el accionamiento de turbinas de vapor, ya sea para generación de energía

eléctrica o bien para el accionamiento de turbo-bombas, turbo-ventiladores o turbo-

compresores. Las presiones medianas, en este caso, se obtienen con vapor

sobrecalentado o no, según procedan de la extracción de turbinas o de la laminación

en válvulas reguladoras, a partir de presiones superiores. Las presiones bajas se

utilizan para calentamiento de proceso a temperaturas moderadas o simplemente

para calefacción.

Las propiedades termodinámicas del vapor de agua presentan las siguientes

características:

El calor sensible del vapor saturado aumenta considerablemente al aumentar

la presión.

El calor latente del vapor saturado disminuye al aumentar la presión (hasta

llegar al punto crítico).

Teniendo en cuenta que en las aplicaciones de calentamiento con vapor saturado se

utiliza el calor latente del mismo, es aconsejable, siempre que la temperatura del

proceso lo permita, ir a las presiones más bajas posibles para aprovechar así la mayor

cantidad de calor latente. Esto, a su vez, provocará menos pérdidas de calor y

problemas por revaporizado en las líneas y tanques en la recuperación de los

condensados. En general, se puede decir que se economiza energía generando y

usando el vapor a la menor presión posible compatible con las necesidades del

proceso.

En general, se puede decir que en lo que al transporte se refiere, interesa generar

vapor a la más alta presión posible, obteniéndose los siguientes beneficios:

Al ser mayor el peso específico disminuye el diámetro de las tuberías y, en

consecuencia, los costes de la misma, accesorios, soportes, aislamientos, etc.



Se produce menor condensación en las redes de distribución, evitándose los

problemas inherentes a la misma.

Se transporta más energía por unidad de masa, al ser mayor la entalpía.

Disminuyen los costes de transporte por unidad de entalpía transportada.

Se aconseja, por lo tanto, generar y transportar el vapor a la mayor presión y

utilizarlo a la menor posible. Cuanto más grande sea la instalación, mayor será la

repercusión de la elección de la presión de transporte sobre el coste total de la red

de distribución.

Ahorro de energía mediante recuperación de condensados

El vapor, al ceder su calor latente, condensa y forma una película que recubre las

superficies de intercambio. Esta película representa un importante impedimento en

la transmisión de calor. En las tuberías, la condensación se origina por las pérdidas

de calor que se producen a pesar de su aislamiento.

El condensado, si no se elimina, será arrastrado hacia los equipos contribuyendo a

hacer aún mayor la película mencionada, además de producir otros posibles y graves

problemas como los golpes de ariete.

Interesa eliminar el condensado tan rápidamente como se produzca, pues, aunque su

contenido de calor sea elevado, su aprovechamiento haría el proceso de

calentamiento muy lento.

Para minimizar este problema, se utilizan las trampas de vapor (o purgadores), cuya

misión es la de descargar el condensado sin permitir escapes de vapor vivo a las

conducciones que lo retornarán a la caldera.

Por otro lado, el aprovechamiento del condensado repercute sobre el consumo

energético de forma importante por dos razones:

Posee una importante cantidad de energía, tanto mayor cuanto mayor sea la

presión del vapor del que procede. De forma aproximada se puede decir que

por cada 5 ºC de calentamiento del agua de alimentación, se obtiene un

ahorro de combustible del 1%.

Es agua tratada y por lo tanto su reutilización supone un importante ahorro en

cuanto a tratamiento de aguas.

Evidentemente, estos dos aspectos hacen aumentar el rendimiento global de la

caldera, ya que el ahorro en el tratamiento del agua supone reducción de purgas.

El condensado puede aprovecharse en fase líquida o en forma de vapor flash

producido en un depósito de revaporización. Incluso su calor puede utilizarse en



otras fases del proceso diferentes a la de calentar el agua de alimentación. Se trata,

en cualquier caso, de recuperar la mayor parte de su calor sensible.

En el caso de condensados contaminados, se hace inviable su retorno al depósito de

agua de alimentación de calderas. No obstante, es posible la recuperación de su

calor mediante cualquier sistema de intercambio térmico.

Para calcular de forma exacta el ahorro de energía que se obtiene al recuperar

condensados, hay que plantear los balances de masa y energía en el conjunto de la

caldera.



4.2. Servicios Auxiliares

Como otra de las partes en la Ingeniería Básica, se detallan los consumos y

producciones de servicios auxiliares de la Unidad. De este modo, con la información

resumida en este apartado, se dispone de una idea global de las necesidades de

servicios auxiliares de la planta. En una hoja normalizada se desglosarán los distintos

consumos/producciones asociados a la operación normal de la Unidad.

En caso de tratarse de consumos intermitentes se indicará la frecuencia de los

mismos.

No es más que un resumen de los principales consumos y producciones de servicios

auxiliares:

- Energía Eléctrica

- Vapor

- Agua de calderas

- Condensado

- Agua de refrigeración

- Combustible

En caso que exista algún consumo/producción relevante de otro servicio (por ejemplo

nitrógeno) se incluirá en la hoja.

Se evalúan las disponibilidades de cada servicio en el conjunto de la refinería; así,

como resultado del proyecto, se pueden tener necesidades de uno de los servicios

que requiera infraestructuras adicionales y un coste considerable en el proyecto (por

ejemplo, subestaciones, celdas de agua de refrigeración, calderas, cadenas de

desmineralización de agua, etc.).

Los consumos de servicios auxiliares sirven, por otra parte, para que, junto con el

balance de materia (que da el consumo de materias primas para una producción

determinada) se puedan calcular los costes variables de la unidad.

En algunos de los aspectos indicados en la tabla de consumos de servicios auxiliares,

los valores indicados en la tabla son aproximados puesto que dependen de las

características del equipo comprado finalmente. Es el caso, por ejemplo, del

consumo de energía eléctrica, el cual depende del rendimiento de los motores

instalados en las bombas y que, si bien han sido estimados durante la ingeniería

básica, no son conocidos hasta la selección del motor; el mismo caso sucede con los

consumos eléctricos para otros motores como compresores, aéreos, etc. o el

consumo de vapor para turbinas de accionamiento de equipos como bombas y

compresores.



En el caso de turbinas se indicará en el balance de utilities el consumo de vapor del

nivel que corresponda y la producción de vapor de menor nivel (si es a contrapresión)

o de condensado (si es a condensación). Asimismo, en caso de sistemas, por ejemplo

dos bombas en las que una es la titular y la otra reserva, y cada una viene accionada

por un motor distinto (eléctrico / turbina), hay que tener en cuenta este aspecto en

el balance de consumos de servicios auxiliares.



4.3. Diagramas de líneas e instrumentos (P&IDs). Plano de implantación

4.3.1. Piping & Instrumentation Diagram (P&ID)

El P&ID de Ingeniería Básica representa todo el equipo de proceso, tubería e

instrumentación de la unidad y es el documento base para la realización del P&ID de

detalle. El documento final de detalle es el que operadores y jefes de planta utilizan

para conocer los detalles de su unidad (desde localización de instrumentos en líneas,

hasta disposición cerrada/abierta de válvulas en líneas auxiliares, etc.).

Asimismo, es la base de gran parte del trabajo de Ingeniería de Detalle por la gran

cantidad de información que suministra.

Además de indicar el equipo, instrumentos y tubería, un P&ID de Ingeniería Básica

debe mostrar los siguientes puntos:

- detalles significativos del equipo (platos, internos relevantes como baffles,

botas, demisters, agitadores en reactores, etc.)

- mínima elevación requerida de torres y recipientes (no se debe olvidar que

esta elevación puede haber sido considerada para el cálculo del NPSH y

presión de aspiración de bombas, presión de entrada en válvulas de control,

etc.)

- elevación relativa entre equipos y tuberías en los que flujo por gravedad o

flujo en dos fases pueda ocurrir: es el caso de condensadores, rehervidores,

etc.

- pendientes en líneas, dimensiones de sellos hidráulicos, requerimientos en

líneas sin bolsas, etc.

- venteos y drenajes requeridos por razones de proceso y operación; tomas de

muestra, flushing, conexiones para purgas, etc.

- instrumentos y lazos de control numerados

- líneas de puesta en marcha, líneas de by-pass de determinados sistemas o

equipos que puedan ser requeridas en operaciones especiales de la unidad o

en casos de equipo limpio, etc; líneas para operaciones de emergencia; líneas

para operaciones especiales como pueda ser regeneración de catalizadores,

decoquizado de hornos, etc.

- detalle de las conexiones en límite de batería (valvulería requerida,

instrumentación requerida, etc.)

- para todas las líneas se indicará el tamaño de la línea, número, especificación

de la misma y requerimientos de aislamiento



- para el resto (equipo, instrumentación, etc.) se indicarán también los

requerimientos de aislamiento y traceado

- alarmas, sistemas de parada y enclavamientos de emergencia

- posición de las válvulas ante fallo de aire de instrumentos

- dimensiones principales de equipo y datos de diseño

- disposición de las válvulas de seguridad, presión de disparo.

Figura 4.1. Ejemplo de P&ID

4.3.2. Revisión de un P&ID

En muchas ocasiones, la labor del Ingeniero de Procesos consiste en la revisión de un

P&ID realizado por otra compañía (licenciatario de la unidad, etc.). A continuación se

da una breve guía para la revisión de un P&ID que puede servir no sólo para revisar

un P&ID realizado por otro sino para verificar que el P&ID que uno mismo está

elaborando cumple unos mínimos requisitos de información.

Además de lo aquí indicado el conocimiento del proceso es fundamental, así como de

las principales operaciones de puesta en marcha y parada. Los aspectos indicados en

el punto I deben cumplirse también en un buen P&ID.

En general el trabajo a realizar sobre el P&ID es de dos tipos:

1.- Uno mayoritariamente rutinario, de análisis de consistencia en el que se trata de

comprobar que todos los documentos son consistentes: se comprueba entre otros:



- numeración de equipos, líneas e instrumentos frente a las hojas de datos que

aparecen en la I. Básica

- tamaños de líneas con las correspondientes Hojas de Datos

- tamaños y número de conexiones y orificios en equipo

- se siguen los estándares en cuanto a valvulería a disponer en purgas, válvulas

de control, límites de batería, conexiones de servicios (nitrógeno, agua de

refrigeración etc.)

- consistencia en las conexiones entre P&Ids (números de línea, etc.)

- se indica correctamente la instrumentación (transmisores, controladores,

indicadores, etc.)

2.- Un segundo algo más creativo de análisis de los P&ID, tratando de ver la

operación de la unidad:

- se dispone de la instrumentación necesaria con indicación en panel o local

según sea requerido y con las alarmas necesarias

- los sistemas de control son correctos; las conexiones de líneas, válvulas de

control, etc. se encuentran localizadas en el lugar adecuado para la operación

de la unidad

- se incluyen líneas y servicios para operaciones de puesta en marcha y paro de

la unidad

- se indican elevaciones mínimas requeridas en equipo

- se dispone de los sistemas de enclavamiento adecuados; se indica de donde

proviene la señal del enclavamiento (instrumento, etc) y sobre qué actúa

(motores, válvulas, etc.)

- las protecciones de seguridad (válvulas de seguridad, etc.) protegen todo el

sistema, están localizadas adecuadamente, el destino de la descarga es el

adecuado, etc.; la acción ante fallo de aire de las válvulas de control es

adecuada. Si hay válvulas que requieren algún tipo de cierre estanco se

indica, así como si existe doble bloqueo donde se requiere o válvulas de

hombre muerto, válvulas con cierre con candado (CSO/CSC), etc.

- existe tomamuestras en los puntos requeridos, se indica su tipo

- las especificaciones de líneas son correctas y los cambios de especificación

están en los lugares adecuados; existen válvulas antirretorno donde es

requerido, discos ciegos, etc.



- se indican mínimas distancias donde por proceso se requieren, o distancias

mayores que un determinado nº de diámetros si es preciso por medidores

(mezcla tras una conexión o flujo estable tras codos, etc.), pendiente en

líneas cuando se necesite,

En general ver que todo lo que se requiere como alcance en un P&ID está incluido y

es correcto.

4.3.3. Plot-Plan de Ingeniería Básica

En la etapa de Ingeniería Básica se realiza también un plot-plan de la unidad (plano

con la disposición de equipos y estructuras elevadas). Este plot-plan es preliminar y

es desarrollado posteriormente durante la Ingeniería de Detalle. Sin embargo, debe

indicar los requerimientos básicos de proceso necesarios para un buen

funcionamiento de la unidad.

El plot-plan preliminar incluye las principales dimensiones de equipo y su disposición

relativa. Debe tener en cuenta los requerimientos de proceso y aquellos indicados en

el P&ID: alturas de equipos, etc.

Figura 4.2. Detalle de un Plot-plan



4.4. Diseño Básico de Interconexiones

En el Libro de Ingeniería de Proceso debe haber una sección que describa los

Sistemas de Interconexión y Almacenamiento, que suele contener:

- Diagrama Conceptual de Interconexiones, del tipo diagrama de bloques,

donde se indiquen las conexiones principales entre la unidad de proceso y

otras plantas o almacenamientos.

- Hojas de Especificación de Equipos OSBL (si los hay) que no pertenecen a la

unidad de Proceso como tal:

o Recipientes, Tanques, Esferas.

o Bombas de trasiego.

- Hojas de Especificación de Líneas (generalmente sólo las de Proceso; los de

Servicios, Antorcha, etc. por Ingeniería de Detalle)

- Hojas de Especificación de Instrumentación y Control requeridos para este

apartado

Nota: OSBL Outside the battery limits (fuera de los límites de batería de la planta)



4.5. Ingeniería de Detalle

En este apartado se incluye una relación de planos finales de equipo,

instrumentación, isométricas de líneas, diagramas aprobados para construcción

(P&I’s, Plot Plan, etc.) que se consideran críticos, bien desde el punto de vista del

correcto funcionamiento de la Planta como de operatividad y seguridad de la

instalación, y por tanto es práctica recomendable revisar en fase de Ingeniería de

Detalle antes de proceder a la compra de equipos y materiales.

De esta manera la Ingeniería que realizó las especificaciones de proceso, en

ocasiones licenciante de la tecnología, y / o las especificaciones de equipo en la

Ingeniería Básica asegura que los criterios de diseño seguidos por el contratista de

Ingeniería de Detalle satisfacen las especificaciones indicadas en la Ingeniería Básica.

En aquellos casos en que se licencia un proceso, con el desembolso de un pago por el

propietario de la Planta que se va a construir, y / o existen garantías de proceso y

funcionamiento se establece como requisito por la Ingeniería que realiza el Diseño

Básico la revisión de esta información para poder aplicar las penalizaciones por un

posible incumplimiento de las mismas.

Suelen incluirse:

o P&ID’s

o Hornos y transfer lines

o Reactores e internos

o Columnas de destilación e internos

o Recipientes especiales



4.6. Guía de Operación

La Guía de Operación es un libro que complementa al Libro de Ingeniería Básica, en

el que el Ingeniero de Proceso debe recoger todos los conocimientos que puedan ser

de utilidad para el personal que va a operar la Planta. En la Ingeniería de Detalle,

esta Guía se amplía y se convierte en el Manual de Operación de la Planta, con

instrucciones más concretas de Operación.

La Guía de Operación debe contener las recomendaciones mínimas necesarias para

un conocimiento general de la operación de la Unidad.

La Guía de Operación incluirá al menos la siguiente información:

0 INDICE

1 INTRODUCCION

2 BASES DE DISEÑO

· Capacidad de diseño, mínima y factor de servicio de la Unidad

· Características y Especificaciones de la alimentación y productos

· Balance Global de Materias

· Condiciones Básicas de Operación

· Condiciones en el Límite de Batería de la alimentación y productos

· Productos químicos, catalizadores y material de relleno

3 DESCRIPCIÓN DE LA UNIDAD

· Teoría y principales variables del proceso

· Descripción del Diagrama de Proceso de la Unidad (Flujos, Operaciones, Controles,

etc.)

4 EQUIPO PRINCIPAL Y ENCLAVAMIENTOS

· Resumen equipo principal, dimensiones y condiciones operación y diseño

· Resumen válvulas de seguridad

· Resumen de alarmas y disparos. Posición válvulas de control a fallo de aire

· Descripción de sistemas de enclavamiento

5 SERVICIOS AUXILIARES

· Resumen del Consumo de Servicios Auxiliares

6 PREPARACIÓN DE LA UNIDAD PARA PUESTA EN MARCHA

· Pruebas de presión

· Comprobación general de los equipos

· Lavado de la Unidad

· Secado de hornos y secado de Unidad

· Revisión de la instrumentación



7 PUESTA EN MARCHA DE LA UNIDAD

· Purga de la Unidad

· Puesta en Marcha

8 PARADA DE LA UNIDAD

· Parada normal

· Parada de emergencia

9 OPERACIONES EPECIALES

· Decoking de los tubos del horno

· Carga, descarga, regeneración y activación del catalizador

10 ANÁLISIS PARA EL CONTROL DE LA UNIDAD

· Puntos de tomas de muestra

· Métodos de análisis especiales

11 SEGURIDAD

· Recomendaciones de Seguridad

· Manejo de productos

12 DIAGRAMAS Y PLANOS

· Diagrama de Proceso

· Diagramas de Tuberías e Instrumentos


Bibliografía 153

5- BIBLIOGRAFÍA

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Ludwig. Gulf Publishing Company, 1997.

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12. Instrument Engineers’ Handbook, Process Control, B. Liptak, 1995

13. Apuntes de curso de Ingeniería Básica. Curso interno de Repsol. 2012

14. Control Avanzado de Procesos. Teoría y Práctica, J. Acedo Sánchez, 2002

15. Manual del Ingeniero Químico. Perry & Chilton. Mc Graw Hill, 2008

16. Teoría General del Proyecto. Manuel de Cos Castilla. Editorial Síntesis, 1997.

17. API Standard 520. Sizing, Selection, and Installation of Pressure-relieving

Devices in Refineries. Part I—Sizing and Selection, 2008.

18. Manual de eficiencia energética térmica en la industria. Luis Alfonso Molina

Igartua y Gonzalo Molina Igartua. Editorial Díaz de Santos, 1993.

19. Manual de Eficiencia Energética. Varios Autores. EOI Escuela de Negocios,

2008.

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