Refineria de Petroleo

Índice

Diseño de una planta de Hidrocarburos Pesados 1

INDICE

1 INTRODUCCIÓN. ......................................................................................................... 11

2 ASPECTOS GENERALES DEL CRUDO Y OTRAS FUENTES ENERGÉTICAS. ......... 14

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

2.1.1 Consumo, producción y capacidad de refinación del crudo............................................................15 2.1.2 Tendencias de los consumos mundiales, regionales y nacionales de productos. ...........................18

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

2.2.1 Crudos marcadores..........................................................................................................................20 2.2.2 Determinación de precios................................................................................................................22 2.2.3 Compra de crudos. ..........................................................................................................................23

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

2.3.1 Variación en la compra de crudo según ºAPI..................................................................................23 2.3.2 Variaciones en los precios de los crudos según calidad..................................................................24 2.3.3 Variación de una torre de destilación según variación de ºAPI de la alimentación. .......................27

3 SELECCIÓN DEL PROCESO. ...................................................................................... 29

3.1 UNIDAD REDUCTORA DE VISCOSIDAD. (VISCOREDUCTORA) ... .................. 29

3.1.1 Alimentación a la Unidad ...............................................................................................................30 3.1.2 Torre Destilación Atmosférica. .......................................................................................................31 3.1.3 Torre de Fraccionamiento al vacío..................................................................................................34

3.2 HIDROCRACKING...................................... ......................................................... 39

3.2.1 Alimentación a la unidad de Hidrocracking....................................................................................40 3.2.2 Alimentación al Horno y reactores. ................................................................................................41 3.2.3 Etapa de separación make up gas y gas de reciclo ..........................................................................42 3.2.4 Stripper de gasolina.........................................................................................................................43

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

3.3.1 Alimentación y precalentamiento ...................................................................................................47 3.3.2 Zona de reacción y regeneración.....................................................................................................48 3.3.3 Fraccionamiento..............................................................................................................................49

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

3.4.1 Alimentación a la unidad ................................................................................................................53 3.4.2 Fondo de la fraccionadora, carga al horno, tambores de coke, stripper de purga. ..........................54 3.4.3 Tope y extracciones laterales de la torre atmosférica......................................................................56

4 DESCRIPCION DEL PROCESO................................................................................... 61

4.1 TORRE FRACCIONADORA ................................ ................................................ 62

4.1.1 Sistema de tope ...............................................................................................................................62 4.1.2 Extracciones laterales......................................................................................................................63 4.1.3 Coke Drum, Stripper de purga, alimentación caliente a E-3001.....................................................65

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

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

5.1.1 Intercambiador C-3006 ...................................................................................................................68 5.1.2 Intercambiador C-3009 ...................................................................................................................69

5.2 ABSORBEDOR......................................... ........................................................... 71

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

5.4 STRIPPER............................................................................................................ 76

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

6 DISEÑO DE EQUIPOS ................................................................................................. 88

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

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

6.2.1 Intercambiador C-3006 ...................................................................................................................90 6.2.2 Intercambiador C-3009 ...................................................................................................................91

6.3 STRIPPER............................................................................................................ 93

6.4 ABSORBEDOR......................................... ........................................................... 95

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

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

6.7 BOMBAS............................................. ............................................................... 100

6.8 HORNO .............................................................................................................. 101

6.8.1 Zona Radiante ...............................................................................................................................101 6.8.2 Zona de Choque ............................................................................................................................102 6.8.3 Zona Convectiva ...........................................................................................................................102

7 CONTROL DEL PROCESO. ....................................................................................... 105

7.1 CONTROL DE CARGA A LA UNIDAD. ...................... ....................................... 105

7.1.1 Filosofía de Control ......................................................................................................................105 7.1.2 Configuración de Control..............................................................................................................106

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

7.2.1 Filosofía de Control del Horno .....................................................................................................107 7.2.2 Configuración de Control del Horno.............................................................................................107

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

7.3.1 Filosofía de Control de Tope ........................................................................................................108 7.3.2 Configuración de Control de Tope................................................................................................109

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

7.4.1 Filosofía de Control ......................................................................................................................110 7.4.2 Configuración de Control..............................................................................................................111

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8 EVALUACIÓN ECONÓMICA ...................................................................................... 114

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

8.2 INVERSIÓN........................................................................................................ 115

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

8.3.1 Costos Directos de Producción .....................................................................................................117 8.3.2 Costos Indirectos de Producción...................................................................................................119 8.3.3 Gastos Generales de Planta ...........................................................................................................119 8.3.4 Gastos Generales de Empresa. ......................................................................................................119

8.4 INGRESOS......................................................................................................... 120

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

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

8.6.1 Financiamiento..............................................................................................................................125 8.6.2 Variación °API..............................................................................................................................126 8.6.3 Variación precios por °API (US$/°API) .......................................................................................127

9 CONCLUSIONES........................................................................................................ 130

A. DISEÑO DE EQUIPOS ............................................................................................... 132

B. ANEXO EVALUACIÓN ECONÓMICA ......................................................................... 229

C. ANEXO TABLAS Y GRÁFICOS DE APÉNDICES. ...................................................... 238

GLOSARIO ........................................................................................................................ 246

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

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

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TABLA A-27: DATOS DE DISEÑO FONDO E-3053 .....................................................................................154 TABLA A-28: DATOS DE AISLANTE E-3053 ..............................................................................................155 TABLA A-29: CARGAS MUERTAS TOPE E-3053 .......................................................................................156 TABLA A-30: DATOS VIENTO E-3053 .......................................................................................................157 TABLA A-31: PERÍODO ZONA SÍSMICA .....................................................................................................158 TABLA A-32: DATOS DISEÑO FONDO ........................................................................................................159 TABLA A-33: DATOS AISLANTE FONDO ...................................................................................................160 TABLA A-34: DATOS CARGAS MUERTAS FONDO .......................................................................................160

TABLA A-35: DATOS PARA fw FONDO....................................................................................................162

TABLA A-36: ANÁLISIS DE ESFUERZOS LADO TENSIÓN. ...........................................................................164 TABLA A-37: ANÁLISIS DE ESFUERZOS LADO COMPRESIÓN......................................................................165 TABLA A-38: ANÁLISIS ESFUERZOS EQUIPO NO OPERATIVO ....................................................................167 TABLA A-39: PROPIEDADES FLUJOS REBOILER .......................................................................................169 TABLA A-40: TEMPERATURAS REBOILER .................................................................................................170 TABLA A-41: DATOS TUBOS REBOILER DEBUTA ......................................................................................172 TABLA A-42: FLUJOS Y ÁREA DE TRANSFERENCIA C-3061 .......................................................................174 TABLA A-43: DATOS TUBOS AERO REFRIGERANTE ..................................................................................175 TABLA A-44: DATOS BANDEJA AERO REFRIGERANTES ............................................................................175 TABLA A-45: DATOS ALETAS ..................................................................................................................175 TABLA A-46: PROPIEDADES DE GASES ....................................................................................................176 TABLA A-47: PROPIEDADES DE AIRE .......................................................................................................176 TABLA A-48: CONSTANTES DE ANTOINE PROPANO ..................................................................................184 TABLA A-49: FLUJOS MOLARES ABSORBEDOR ........................................................................................184 TABLA A-50: COMPOSICIÓN PROPANO ....................................................................................................185 TABLA A-51: PROPIEDADES LÍQUIDO ABSORBEDOR .................................................................................185 TABLA A-52: PROPIEDADES GAS E-3051 ................................................................................................186 TABLA A-53: RESULTADOS FACTORES GAS REAL E-3051 ........................................................................186 TABLA A-54: DATOS OPERACIONALES Y FACTORES E-3051 ....................................................................187 TABLA A-55: RESULTADOS CÁLCULO DIÁMETRO ......................................................................................187 TABLA A-56: DATOS ESTRUCTURALES E-3051 ........................................................................................188 TABLA A-57: DATOS COLUMNA E-3051 ..................................................................................................188 TABLA A-58: DATOS CABEZAL E-3051 ...................................................................................................189 TABLA A-59: PROPIEDADES CORRIENTES E-3002....................................................................................190 TABLA A-60: CONSTANTES DE ANTOINE DECANO ....................................................................................191 TABLA A-61: FLUJOS MOLARES STRIPPER E-3002..................................................................................191 TABLA A-62: DATOS LÍQUIDO EFICIENCIA E-3002 ....................................................................................193 TABLA A-63: PROPIEDADES LÍQUIDO Y FACTORES E-3002 .......................................................................193 TABLA A-64: RESULTADOS CÁLCULOS DIÁMETRO E-3002 .......................................................................194 TABLA A-65: DATOS ESTRUCTURALES STRIPPER .....................................................................................194 TABLA A-66: DATOS COLUMNA E-3002 ...................................................................................................195 TABLA A-67: DATOS CABEZAL E-3002 ...................................................................................................195

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

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

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

(B) GUNTER AND SHAW ...................................................................................................................242 GRÁFICO C-68: EFICIENCIA DE ALETA . .....................................................................................................243

Capítulo 1 Introducción


CAPITULO 1

INTRODUCCIÓN



1 INTRODUCCIÓN.

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

crudos, llegando en muchos casos a valores tan altos, que han provocado anticipadamente el

cierre temporal o definitivo de muchas refinerías en el mundo, en otros casos ha sido necesario

fusiones entre empresas, de tal manera de seguir funcionando, como una empresa de mayor

envergadura que entregue confianza a los grandes inversionistas. Otro motivo es la

disminución de la producción de yacimientos de crudos livianos (mayor ºAPI) y el

encarecimiento de este.

La mayor disponibilidad de crudos pesados con alto contenido de fondo y compuestos

azufrados, así como la demanda de combustibles más limpios, ha traído consigo el desarrollo

de nuevas tecnologías, capaces de procesar productos pesados de bajo valor comercial y

obtener tanto materias primas, para otras plantas, como combustibles terminados requeridos

por el mercado.

Para las refinerías, en la actualidad, es muy beneficioso el poder contar con esta

tecnología, pues les permite acceder a otras canastas de crudos más baratos y lograr de esta

manera competir en un mercado cada vez más exigente. Se estima que la diferencia en dólares

por grado API de crudo es de aproximadamente 0,76 dólares por barril, lo que constituye una

cifra muy significativa considerando los elevados volúmenes de crudo procesado.

Esta tecnología esta presente en muchos procesos utilizados hoy en día. Los procesos que

veremos en forma más detallada, son:

• Hidrocracking.

• Cracking catalítico.

• Visbreaking.

• Coker.

Todas éstas son alternativas que en la actualidad, permiten de una u otra forma mitigar el

déficit de crudos livianos, accediendo a la compra y poder procesar crudos de menor grado



API, obedeciendo, a la vez, a la necesidad, principalmente de los países que no poseen este

recurso energético.

Una de las plantas de proceso que ha contribuido mayoritariamente al éxito de las

empresas del rubro petrolero, es la planta de Coker. La que gracias a su grado de conversión a

productos más livianos, tanto terminados como materias primas ha permitido un desarrollo

sostenido en muchas refinerías en el mundo.

Por este motivo es que se estudia en forma detallada una planta Coker, tanto desde el

punto de vista de proceso, como de diseño de los equipos más representativos.

Se verá los beneficios que trae implementar una planta de Coker, no sólo desde el

punto de vista del ahorro de dinero al momento de la compra de crudos más pesados, sino

también de la producción de materias primas para otras plantas de proceso, lo que hace muy

rentable esta inversión.



CAPITULO 2

ASPECTOS GENERALES DEL CRUDO

Capítulo 2 Aspectos Generales del Crudo


2 ASPECTOS GENERALES DEL CRUDO Y OTRAS FUENTES ENERGÉTICAS.

2.1 Importancia relativa del petróleo

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

tomar en cuenta la importancia relativa del petróleo como compuesto energético a nivel

mundial y su proyección en el tiempo, pues esto nos permite darnos cuenta qué tan riesgoso

sería hacer una inversión en este ámbito. Como se puede observar en la gráfica tomada de

Energy Information Administration USA, el consumo de energía en base al petróleo

disminuirá tenuemente, estimándose que para el año 2025, la importancia de este

combustible será relativamente estable alrededor del 34%.

Consumo mundial de Energíapor tipo de fuente

0%

5%

10%

15%

20%

25%

30%

35%

40%

45%

50%

1980 1985 1990 1995 2000 2005 2010 2015 2020 2025

Petróleo Gas NaturalCarbón RenovablesNuclear

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

También es importante mencionar que el carbón mantendrá un aumento moderado de

consumo llegando al 27% aproximadamente. Lo que es bueno desde el punto de vista de

ventas de los productos de residuo de la planta Coker.



Ahora, podemos analizar una gráfica del consumo de energía en Chile, tomando en

cuenta las mismas fuentes de energía, excepto, por supuesto la nuclear. Aquí podemos

apreciar, que el gas natural ha tenido un notorio aumento sostenido en la última década; que el

carbón ha disminuido considerablemente, limitándose el consumo a las plantas cogeneradoras

y calderas en general. El petróleo tendió a la baja, con la entrada masiva del gas natural, pero

se estima que se mantendrá relativamente constante e inclusive aumente su consumo hacia el

año 2010. Esto último gracias a las nuevas tecnologías, que permiten desarrollar combustibles

de alta calidad. Con respecto al gas natural este seguirá aumentando su consumo.

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

No podemos sólo analizar el consumo del crudo a nivel mundial o regional sin

referirnos a la producción y capacidad de refinación existente tanto en el mundo como en las

regiones.

2.1.1 Consumo, producción y capacidad de refinación del crudo.

El mercado energético experimenta variaciones, así como la forma de administrarla. En

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



de la mano con el consumo y el consumo con la extracción (producción de crudo). Todos estos

notoriamente crecientes en las distintas regiones.

NORTE AMERICA

0

5000

10000

15000

20000

25000

30000

1960 1970 1980 1990 2000 2010

AÑO

MIL

LES

BE

BA

RR

ILE

SPRODUCCION

CONSUMO

CAPACIDAD DEREFINACION

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

SUR Y CENTRO AMERICA

010002000300040005000600070008000

1960 1970 1980 1990 2000 2010

AÑO

MIL

BP

D

PRODUCCION

CONSUMO


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



EUROPA

05000

10000150002000025000300003500040000

1960 1970 1980 1990 2000 2010

AÑO

MIL

BP

D

PRODUCCION

CONSUMO


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

MEDIO ORIENTE

0

5000

10000

15000

20000

25000

30000

1960 1970 1980 1990 2000 2010

AÑO

MIL

BP

D

PRODUCCION

CONSUMO


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

AFRICA

0100020003000400050006000700080009000

10000

1960 1970 1980 1990 2000 2010

AÑO

MIL

BP

D

PRODUCCION

CONSUMO


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



Si observamos el comportamiento en el mundo, podemos concluir que la producción se

regulariza de tal forma que en el mundo no exista déficit de combustibles, y que las demandas

son absorbidas mayormente por las regiones de África y Medio Oriente.

TODO EL MUNDO

0100002000030000400005000060000700008000090000

1960 1970 1980 1990 2000 2010

AÑO

MIL

BP

D

PRODUCCION

CONSUMO


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

Ahora es interesante saber cómo estamos posicionados con respecto a los demás países

de la región, en lo relacionado sólo al consumo, pues nuestra producción es aproximadamente

el 5% del consumo nacional.

Chile es el cuarto país en consumo de este recurso en la región, después de Brasil,

Venezuela y Argentina con 232000 BPD (año 2004).

2.1.2 Tendencias de los consumos mundiales, regionales y nacionales de productos.

En las siguientes gráficas se pueden observar las preferencias en consumos a nivel

mundial, regional y nacional.



CONSUMO SEGUN PRODUCTOS EN EL MUNDO

0

5000

10000

15000

20000

25000

30000

1992 1994 1996 1998 2000 2002 2004

AÑO

MIL

BP

D

Gasolina

Diesel

Fuel Oil

Otros

Gráfico 2-9: Consumo según productos en el mundo

CONSUMO SEGUN PRODUCTOS EN CENTRO Y SUDAMERICA

0

500

1000

1500

2000

1992 1994 1996 1998 2000 2002 2004

AÑOS

MIL

BP

D Gasolina

Diesel

Fuel Oil

Otros

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

MERCADO NACIONAL Y PARTICIPACIÓN DE ENAP

0

1000000

2000000

3000000

4000000

5000000

6000000

7000000

2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007

PERIODO

CO

NS

UM

O m

3

gasolina

diesel

fuel oil

gasol enap

diesel enap

fuel enap

Gráfico 2-11: Mercado Nacional y Participación de ENAP



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

consumo de fuel oil se presenta claramente decreciente, por lo tanto, no es atractivo en este

momento aumentar su producción, lo que si es atractivo es la mayor producción de diesel.

Esto es paralelo a las normativas ambientales a nivel mundial, como la disminución de

producción de CO2 (efecto invernadero).

A nivel nacional, las tendencias se mueven distintas a nivel mundial, puesto que

variarán conjuntamente con las estaciones del año, pero es claro que en todos los productos

más livianos que el fuel oil, existe un diferencial, indicando con ello, que aún ENAP puede

superar su participación en el mercado.

2.2 Manejo de Crudo 2.2.1 Crudos marcadores.

El petróleo no es una mercancía homogénea. Existen diversos tipos de crudo que se

diferencian, principalmente, por su densidad (grado API) y su contenido de azufre. Mientras

más ligero (mayor grado API), es mayor la proporción de combustibles ligeros, de mayor

valor, que puede obtenerse mediante procesos simples de destilación. Mientras más pesado

(menor grado API), es menor la proporción de hidrocarburos volátiles (de 5 a 10 átomos de

carbono) y mayor los requerimientos de procesos adicionales para obtener combustibles

ligeros. El contenido de azufre igualmente impacta en la complejidad del proceso de

refinación y en la calidad de los productos obtenidos.

Actualmente, a pesar de la variedad de crudos que se ofrecen en el mercado, solamente

algunos de ellos sirven de referencia para la fijación de precios, ya sea sobre la base de

diferenciales respecto a un crudo específico o mediante fórmulas que integran una canasta de

crudos. En general, se observa una gran correlación, aunque no perfecta, entre los precios de

los diversos tipos de petróleo, lo que refleja una alta elasticidad de sustitución pero también la

posible influencia de factores específicos como condiciones locales, costos de transporte o de

demanda relativa.

De esta manera, en la práctica, las cotizaciones de los marcadores se utilizan como una

especie de unidad de cuenta para los demás tipos de crudo en las negociaciones



internacionales. Los crudos que sirven como marcadores en las condiciones actuales del

mercado son el West Texas Intermediate (WTI), el Brent y el Dubai, principalmente.

Alrededor de ellos se ha gestado una infraestructura de transporte, almacenamiento y

servicios, así como facilidades de información, regulaciones y modalidades de contratos, que

permiten que el comercio se realice con eficiencia y certidumbre. Además, estos crudos se

negocian bajo modalidades de entrega física (spot), contratos adelantados, futuros y otros

derivados, que facilitan la administración de riesgos.

La importancia del WTI y del Brent como marcadores no radica en el volumen físico

de su producción ni de su comercio, los cuales son un tanto marginales respecto del total

mundial, sino en que el mercado les ha asignado una función de referente de valor para las

negociaciones del resto de los tipos de crudo, ya que además de las condiciones ya descritas, el

WTI y el Brent reúnen requisitos de calidad tanto en grados API como de contenido de azufre.

El volumen de barriles que se negocian diariamente en los mercados de futuros o a través de

contratos adelantados para el WTI y Brent supera la producción mundial diaria de petróleo.

Cabe hacer notar que el WTI no se comercializa en los mercados internacionales, sino

solamente en el mercado de Estados Unidos, representando el precio de referencia para el

voluminoso comercio de petróleo al interior de la economía estadounidense, dada su condición

de gran país consumidor.

El Brent, por su parte, sí se llega a negociar y desplazar en las principales plazas

petroleras del mundo. Por sistema Brent se conoce a un conjunto de 19 campos de explotación

petrolera, de los cuales se extrae crudo que es enviado vía oleoductos hacia la terminal de

Sullom Voe, ubicada en las islas Shetland.

El mercado spot WTI se fragmenta, en la práctica, en dos mercados: un centro de

actividad se encuentra en la localidad de Cushing, Oklahoma, donde se negocian y se cruzan

contratos de entrega inmediata con otro tipo forward, e incluso con contratos de futuros. En

esa localidad se encuentra una importante infraestructura de oleoductos y de servicios

relacionados con el transporte de productos petrolíferos. Vale decir que Cushing aparece como

el lugar donde se realiza la eventual entrega física comprometida en los contratos de futuros.

El otro centro de actividad importante se encuentra en Midland, Texas, desde donde

pueden hacerse embarques de petróleo tanto hacia Cushing como a la costa del Golfo de



México, donde se hallan varios puertos que son puntos de embarque establecidos en los

contratos de entrega inmediata.

Los precios WTI spot se cotizan en ambos centros, y cuando las diferencias en las

cotizaciones muestran una desviación igual o superior a 25 centavos de dólar, la brecha es

cubierta mediante negociaciones sobre premios y descuentos de acuerdo a las necesidades de

los compradores y vendedores. En este caso cobra importancia en el marco de las

negociaciones el punto de destino del crudo, por lo que los costos de embarque y de transporte

tienen una especial relevancia.

2.2.2 Determinación de precios

Como ya se ha mencionado, la importancia de crudos como el WTI, Brent y Dubai

cuyos precios se determinan en mercados abiertos, se ha visto incrementada en su función de

marcadores de referencia para la fijación de los distintos tipos de crudo que se ofrecen en el

mercado. Práctica que coexiste con arreglos de tipo monopólico como la OPEP, la cual

controla más del 50% de las exportaciones de petróleo.

Si el precio se determinara en mercados competitivos, éste sería el resultado de la

interacción de la oferta y la demanda, reflejando costos de producción más un margen de

ganancia normal. Si el precio se determinara en un mercado de tipo monopólico, el productor

fijaría el precio que, de acuerdo a las condiciones de demanda, maximizaría sus ganancias.

En el caso de un mercado competitivo donde el precio se determina por la interacción

de oferta y demanda. La oferta de mercado resulta de sumar los costos marginales (incremento

en costos por unidad adicional de producción) de todos los productores.

En el caso de monopolio, donde un único productor enfrenta la demanda de mercado,

el monopolista determinará su nivel de producción donde el ingreso adicional por unidad

vendida, es igual al costo adicional de producir dicha unidad. El precio se fijará de acuerdo a

lo que los consumidores están dispuestos a pagar por la cantidad que maximiza los ingresos

del monopolista.

En el caso del mercado petrolero, una interpretación simple de la determinación de

precios sugiere la combinación de las características de un mercado de competencia (los

mercados para crudos como el WTI, Brent, Dubai) con las de un monopolio (la OPEP). En

este caso podemos definir la demanda por crudo OPEP como la diferencia, a diferentes



precios, de la demanda total por petróleo y la oferta de los productores no miembros del cártel.

De esta forma, el poder monopólico de la OPEP estaría influenciado no sólo por las

condiciones de demanda (elasticidades, por ejemplo) sino también por las capacidades y

costos de los productores no-OPEP.

2.2.3 Compra de crudos.

Muchos países en el mundo tienen capacidad de refinación, pero no producción de

crudo, motivo por el cual se ven en la necesidad de comprar esta materia prima para su

posterior proceso de refinación. Este es el caso de Chile.

El departamento de programación de la producción hace llegar sus necesidades al

departamento de comercialización que es el encargado tanto de vender los productos

terminados como adquirir las materias primas y productos terminados cuando se requiera.

Una vez conocida la necesidad se llama a licitación a los distintos proveedores

normalmente conocidos y que dan confianza a la empresa. A estos se les hace llegar las

composiciones necesarias según el ASSAY de crudos y se les da una fecha de negociación.

Los traders o negociantes no necesariamente son representantes de países productores. En

muchos casos sólo son intermediarios.

Normalmente en la compra se requiere un crudo base que es el que cumple con el

requerimiento según diseño de la planta, luego se consideran otros dependiendo del RPMS que

un modelo para sistemas de refinación petroquímica, en este modelo se consideran los ASSAY

de cada crudo, ajustando la mezcla a lo requerido según el tipo de columna de destilación. Los

requerimientos más importantes son: la curva de destilación (con esto se determina el

rendimiento en la columna), el ºAPI, el % de azufre, entre otros. Esta compra se debe de

realizar con a lo menos un mes de anticipación, ya que muchas veces ocurren imprevistos que

requieren tiempo de solución.

2.3 Comportamiento de Crudo

2.3.1 Variación en la compra de crudo según ºAPI

En los últimos años se ha experimentado un cambio notable en la gravedad específica

de los crudos procesados. Esto se debe a dos razones, una es el agotamiento paulatino de las



reservas de los crudos livianos y el otro es el costo de estos, debido al hecho de que los crudos

livianos normalmente requieren menos procesos para su fraccionamiento.

Lo anterior se puede ver en la siguiente tendencia obtenida de datos de Energy

Information Administration USA, 2005

% COMPRAS SEGUN ºAPI

0

5

10

15

20

25

30

35

40

1999 2001 2003 2005 2007

AÑO

% C

OM

PR

AD

O 20,0ºAPI o menos

20,1ºAPI a 30,0ºAPI




45,1ºAPI o mas

Gráfico 2-12: Porcentajes de Compras según ºAPI

2.3.2 Variaciones en los precios de los crudos según calidad La variación en los precios de los crudos no es una casualidad, esto se debe a la calidad

de éstos, medida principalmente en los ºAPI, lo que significa qué tan liviano o pesado podría

ser al momento de destilarse y el contenido de azufre que éste posea.

De esto depende que tantos procesos hayan de requerir una refinería para obtener

productos en las especificaciones que el mercado requiere.

La siguiente gráfica muestra la relación que existe entre el ºAPI y la cantidad de azufre

que posee el crudo, aun cuando existen crudos pesados dulces, pero son excepciones (Ecalante

23.79ºAPI y 0.17 % S).



Gráfico 2-13: Porcentajes de Compras según ºAPI

Se muestra a continuación el gráfico de tendencias de precios en dólares por barril de

crudo WTI según rango de ºAPI.

VARIACION DE PRECIOS SEGUN ºAPI

0

10

20

30

40

50

60

70

1999 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006

AÑO

US

$PB

L

20.0º o menos

20,1º a 25,0º

25,1º a 30,0º

35,1º a 40,0º

40,1º a 45,0º

45,1º o más

Gráfico 2-14: Variación de Precios según ºAPI

Esta diferencia en los precios se ha ido haciendo más grande en el tiempo y es lo que

prima al hacer inversiones en plantas de proceso de hidrocarburos más pesados, pues los

volúmenes procesados, alrededor de 234.000 barriles de crudo por día en Chile hacen

interesante la inversión. Sólo en Enap Refinerías Aconcagua se procesan 110.000 Bpd.

Tomando en cuenta las compras de crudo de los últimos meses, podemos notar en la

siguiente tendencia entre agosto del 2005 y septiembre del 2006 la diferencia es de US$ 0,76



por cada ºAPI, como promedio lo que significa que existe una gran economía, sólo por la

adquisición de crudo.

Gráfico 2-15: Ahorro de ºAPI por barril.

Si consideramos que el ºAPI del crudo comprado actualmente en ENAP tiene alrededor

de 31 ºAPI y contáramos con las instalaciones necesarias para procesar crudos de hasta 26

ºAPI estaríamos ahorrando, considerando la media en US$/ºAPI; US$ 81.400 por día por la

sola compra de crudo; sin tomar en cuenta la variabilidad en productos obtenidos.

Existen algunas plantas que procesan hidrocarburos pesados, pero en el momento de

seleccionar una alternativa, es adecuado revisar como se comportan y como es su proceso,

además de observar la tendencia de consumo de los combustibles.

Tendremos que considerar además, que el procesar crudos pesados hará variar el perfil

volumétrico de la torre de fraccionamiento atmosférico de Topping.

AHORRO EN USDOLAR/BBL

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

may-05 sep-05 dic-05 mar-06 jul-06 oct-06

PERIODO

US$/ °Api

USD/Bbl

Promedio



2.3.3 Variación de una torre de destilación según variación de ºAPI de la

alimentación.

A continuación se presenta el comportamiento de la extracción de fondo de una

columna de destilación atmosférica con respecto de la variación en ºAPI del crudo como la

carga a la unidad.

PORCENTAJE DE FONDO DE UNA COLUMNA SEGUN ºAPI DE ALIMENTACIÓN

30,00

40,00

50,00

60,00

27 28 29 30 31 32 33 34

ºAPI

% F

ON

DO

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

El siguiente gráfico muestra la variación del precio del crudo marcador WTI en los

últimos seis años. Lo que justifica los precios de los productos terminados.

VARIACION EN EL PRECIO DEL CRUDO

0

10

20

30

40

50

60

70

80

Jul-98 Dic-99 Abr-01 Sep-02 Ene-04 May-05 Oct-06 Feb-08

Periodo

Pre

cio

US

$/B

bl

precio US$/BBL

Gráfico 2-17: Variación en el precio del crudo



CAPITULO 3

SELECCIÓN DEL PROCESO

Capítulo 3 Selección del Proceso


3 SELECCIÓN DEL PROCESO.

A continuación se describirán 4 plantas de proceso para hidrocarburos pesados, de las cuales

se elegirá la de mayor rendimiento.

Plantas Que Procesan Hidrocarburos Pesados

3.1 Unidad Reductora de viscosidad. (Viscoreductora)

Figura 3-18: Planta Unidad Reductora de Viscosidad



3.1.1 Alimentación a la Unidad

La alimentación (pitch) llega a la planta proveniente de las unidades de vacío de las

plantas de fraccionamiento primario. Esta alimentación ingresa al acumulador de carga a 280

ºC, el cual es mantenido a una presión de 1,4 kg/cm2 interconectada con la torre atmosférica,

de donde es tomada por las bombas de alimentación a la unidad, las que levantan una presión

de 40 kg/cm2 para enviar el pitch al precalentamiento donde intercambia calor con el producto

de fondo de la unidad a vacío, alcanzando una temperatura de 303ºC; posterior al

precalentamiento, pasa por una válvula de expansión donde baja su presión a 17 kg/cm2, con

el fin de gasificar parte de la carga a la entrada del horno, zona HEATER, en donde se

adiciona vapor de 600# recalentado, con el propósito de elevar la velocidad de la mezcla de

hidrocarburos y controlar de esta manera la severidad de la reacción de cracking térmico. En

esta zona los hidrocarburos elevan su temperatura hasta aproximadamente 425 ºC sin

reaccionar, hasta entrar a la zona SOAKER, donde por medio del control de temperatura

(perfil de temperatura) del horno se obtiene la reacción deseada. También a la entrada de esta

zona se adiciona vapor de 600#, con el mismo propósito anterior, pero en esta zona se alcanza

la temperatura de cracking, que es alrededor de 465ºC. No es deseado que el cracking se

realice en los tubos del horno aún cuando el horno esté diseñado para realizar decoquizado al

término de cada corrida, pues este será uno de los mayores causales de detención de la unidad,

y se nota cuando la temperatura de metales de los coils del horno es alta y no es posible llegar

a la temperatura de reacción deseada.

Los vapores de hidrocarburos a la salida del horno reaccionan formando compuestos

olefínicos principalmente y carbón el que es necesario controlar, ya que las olefinas son muy

inestables, por lo tanto es necesario apagar o cortar la reacción, y esto se logra inyectando en

la línea de transferencia una corriente de quench, que es normalmente un gas oil relativamente

frío 260ºC. Una vez apagada la reacción la mezcla de vapores y líquidos entran a la torre

atmosférica donde se fraccionan para obtener: Gases, Gasolina, Gas Oil ligero (GOL), Gas oil

pesado atmosférico (GOP), y fondo.



3.1.2 Torre Destilación Atmosférica.

3.1.2.1 Sistema de Tope

Figura 3-19: Gases y Gasolina

Los vapores salen por el tope de la columna de destilación atmosférica a

aproximadamente 165ºC y son enfriados en el condensador de tope y enviados al acumulador

de tope, también conocido como tambor de reflujo. En este acumulador tenemos tres

corrientes. La inferior es el agua que se retira de la columna y es producto de los vapores tanto

de dispersión en el horno como los de stripping, (tanto en el fondo de la columna como en los

stripper de GOL y GOP), usados para despojar de livianos estas corrientes. Esta agua es

enviada a las plantas de tratamiento de agua para retirar los hidrocarburos y otros

contaminantes como sulfhídrico, mercaptanos. Los hidrocarburos son retirados por la zona

media del acumulador y una parte es enviada como reflujo de tope y la otra es enviada a

recontacto con los gases del mismo acumulador con el fin de recuperar al máximo la corriente



de los efluentes. Los gases de este acumulador son retirados por el tope y son succionados por

el compresor que tiene como fin elevar la presión del sistema para enviar los gases al sistema

de recuperación de livianos, previo paso por el recontacto de éstos con la gasolina y enfriado

final. También con el compresor se controla la presión de la columna, pero si éste no está

funcionando los gases son evacuados al sistema de antorcha de refinería por una válvula

controladora de presión de rango dividido. Los gases y gasolina, como se mencionó

anteriormente, entran en recontacto para luego enfriarse y llegar al tambor de recontacto de

donde por fondo se retira agua que es enviada a tratamiento, gasolina por la zona media que es

enviada a las planta para su endulzamiento (retiro de la parte ácida de esta). Y los gases que

son enviados a la planta de tratamiento de livianos con el propósito de retirar todo el LPG y

endulzar el gas para ser usado como combustible interno de refinería.

3.1.2.2 Extracciones Laterales

3.1.2.2.1 Gas Oil ligero (GOL)

Figura 3- 20: Gas oil ligero Viscoreductora

El gas oil ligero de visbreaking no posee reflujo, pues la temperatura del plato 230ºC es

regulada en gran parte por reflujo de tope, por lo tanto esta extracción no es importante en

volumen, pero sí regulariza el reflujo interno bajo el colector. La corriente extraída de la

columna llega al stripper donde se inyecta vapor en el fondo con el fin de arrastrar en forma

mecánica los componentes livianos que no corresponden al plato los que se retornan a la

columna. Siendo este un ajuste fino, pues el mayor ajuste se realiza con la temperatura del

plato de extracción o sea el reflujo de tope.



Desde el fondo del stripper sale la corriente de GOL que, por medio de una bomba

centrífuga, es enviada a un generador de vapor de 150# que se reutilizará en el proceso,

posteriormente es enfriado y enviado a la unidad de cracking catalítico.

3.1.2.2.2 Gas oil Pesado (GOP) Atmosférico.

stripperLC

359ºCgenerador

200ºC150#

402ºC

TCgenerador393ºC

GOP

producto

306ºC

600#

Vapor

Figura 3-21: Gas oil Pesado Atmosférico.

El GOP atmosférico es la corriente lateral más pesada de esta columna. La corriente se

retira de la torre a aproximadamente 306ºC desde el plato de extracción, dividiéndose en dos

corrientes, una que es enviada al stripper donde se inyecta vapor de 150# y de esta forma hacer

un ajuste fino al destilado retirando los componentes más livianos de la extracción, que se

retornan a la columna. Del stripper se extrae con una bomba centrífuga y luego es enviada a un

generador de vapor de 150#, para, finalmente, enfriar el producto y enviarlo junto con otros

gas oils a la unidad de cracking catalítico. La otra corriente es retirada aguas arriba de la

válvula controladora de nivel, ésta es de mayor volumen y corresponde a la corriente de

reflujo, es por ello que no se debe strippear, ya que podrían quedar trazas de humedad,

producto del vapor y, posiblemente, causaría espumamiento en la corriente de reflujo,

produciendo, además, cortes en la columna de destilación. A esta corriente se le retira el calor

necesario, tanto en una caldereta que genera vapor de 600#, que se utilizará en el proceso,

luego se enfría con agua de servicio y se regresa a la columna sobre el plato de extracción a

una temperatura aproximada de 200ºC. Existe otro reflujo, que se denomina lavado caliente.



Este normalmente se encuentra en todas las columnas de productos muy pesados, y tiene como

propósito arrastrar en forma mecánica, las partículas que de alguna forma obstruirían las

boquillas en la parte superior al fondo de la columna. Esta corriente no se enfría, sólo aumenta

el reflujo interno de la torre de fraccionamiento. En este caso se mantiene una temperatura de

402ºC bajo este lavado.

3.1.2.3 Sistema de Fondo. La corriente de fondo de esta columna pasa por diferencia de presión directamente

como alimentación de la torre de fraccionamiento al vacío, también teniendo la posibilidad de

enviar la corriente a estanque de Fuel Oil, si es que fuese necesario sacar de servicio la unidad

de vacío.

3.1.3 Torre de Fraccionamiento al vacío.

La función de esta unidad, es lograr estrujar al máximo el producto de fondo de la

unidad atmosférica sin tener que calentar la corriente en un horno, ya que esto produciría

carbón. Esta columna posee todo un proceso para producir el vacío necesario, el cual es

alrededor de 50 mmHg.



3.1.3.1 Tope de vacío

Figura 3-22: Tope de Vacío.

Los vapores provenientes del tope de la columna de destilación al vacío son enfriados

en el condensador de superficie, estos contienen vapores de hidrocarburos y vapor de agua

utilizado en el fondo de la torre, estos al condensarse, disminuyen bruscamente el volumen

generando la disminución de la presión. Los gases y vapores no condensados son retirados por

un primer juego de eyectores enviando su descarga a otro condensador, donde nuevamente

condensan los vapores y los no condensables son arrastrados desde la parte superior del

condensador por un segundo juego de eyectores hacia un tercer condensador. Desde este

último los gases son enviados normalmente a quemarse a un quemador especial a los hornos

de proceso o a algún compresor para ser enviado a la unidad recuperadora de livianos.

Los líquidos de los tres condensadores se retiran desde el fondo de estos y van a dar a

un acumulador ubicado aproximadamente 10 metros por debajo de la salida, esto tiene como

propósito mantener una columna de agua y, de esta manera, mantener el sello de agua. Estos

líquidos traen tanto aguas ácidas como aceites. El acumulador de estos líquidos recibe el

nombre de tambor de sello, en éste se mantiene un nivel mínimo de agua para evitar que las



patas o lanzas se vacíen y se pierda el vacío en la columna de destilación. Este tambor consta

de una cámara de aguas y una de aceites. Todos los líquidos caen en la cámara de agua y por

densidad; los aceites se encuentran en la parte superior de donde por medio de un bafle caen a

la otra cámara (la de aceites), de donde son retirados por una bomba centrífuga a una planta de

tratamiento.

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

Figura 3-23: Gas oil liviano de vacío.

Esta es la extracción más liviana de la columna a vacío, la temperatura del plato de

extracción es de 220 ºC y es retirada por medio de una bomba centrífuga desde donde se

divide en dos corrientes, una de reflujo la cual es enfriada con un enfriador con aire y luego,

mediante una válvula de control de flujo en cascada con el control de temperatura (TC) del

plato, controlan el flujo de la corriente de reflujo sobre el plato de extracción, de tal manera de

hacer estable la composición del producto. La otra corriente es la extracción de producto a TK

o cracking catalítico, la cual es enfriada y controlada por una válvula controladora de flujo

que está en cascada con el controlador de nivel del plato de extracción.



3.1.3.2.2 Gas oil Pesado de vacío.

Figura 3-24: Gas oil pesado de vacío.

Esta corriente es la última extracción de la torre de vacío la temperatura del plato es de

aproximadamente 260ºC lo que indica claramente que es un producto más pesado.

Considerando que se encuentra destilado al vacío (C23H48 Tricosano Tª 272ºC a 60 mmHg).

Esta corriente es tomada por una bomba centrífuga y separada en tres corrientes. Una de

extracción en la cual se controla el nivel del colector, la segunda es de reflujo en la cual se

controla la temperatura del plato y la tercera y última es una corriente de lavado de fondo que

tiene como propósito arrastrar en forma mecánica las partículas sólidas que pudiesen llegar a

subir por la columna y ensuciar la parte superior de la columna y disminuir el tiempo de

corrida de la unidad, esta puede ser controlada por un TC o simplemente por flujo requerido

(FC).

3.1.3.3 Fondo de vacío (TAR). La extracción de residuo de la columna de vacío se encuentra a aproximadamente

395ºC y es extraída por las bombas de fondo, siendo enviada primero a precalentar la

alimentación a la planta para luego producir vapor de 600# en un generador, el flujo de fondo

es controlado por una válvula controladora de flujo en cascada con el LC de fondo de la

columna, finalmente es enfriado por medio de un par de enfriadores por aire y posteriormente

se le adiciona un producto más liviano para alcanzar la densidad deseada, dependiendo el Fuel

Oil requerido.



Tabla 3-1: Rendimientos Visco reductora

Descripción del flujo Flujo en m3 Porcentaje en volumen

Carga de pitch 1580 más error

Quench 334

Productos

Gases 47 2.45

Gasolina 117 6.11

Gas oil total 270 14.11

Tar a fuel oil 1480 77.33

conversión 22.67

La planta tiene baja conversión a productos no residuales lo que no es beneficioso a la

hora de obtener, materias primas para otras plantas. Principalmente se estruja algo la

alimentación para conseguir algo de gas oil y el residuo se destina normalmente a fuel oil.



3.2 HIDROCRACKING

FiltroBb carga 1

1700m3/d

Acumulador

3 kg/cm2

150ºC

FgasBD

Bb carga

reacción

precalentamiento

Horno de Reacción

342ºC 379ºC

Reactores de

Desulfurización

1 21 2

405ºC

409ºC

70ºCSeparador de

alta

98 kg/cm2

Turbina

recuperadora

de energía

Compresor

Reciclo

403ºC

405ºC

Reactores de

Hidrocracking

407ºC408ºC

398ºC

15 kg/cm2

65ºC

Separador

de baja

Con Kerosene

a TK

Con Diesel

a TK 2

Con Reflujo

de kerosene

Con diesel

a KT 1

Con reflujo de

Diesel

Co 1º de

gas oil no

convertido

Stripper

de

Gasolina

Horno de

Fraccionamiento

352ºC

109ºC

58ºC

7k/cm2

Gasolina

Desodorización

273ºC

Acumulador de

tope40ºC

Nafta

Generadora

de 600#

GONC

Fraccionadora

atmosférica

0.5 k/cm2

105ºC

Strepper

Kerosene

kerosene

296ºC

Strepper

Diesel

Con 2º del

fondo de

la fraccionadora

gas oil no

convetido

Compresor de

make up gas

Matriz de H2

TTO

FCCU

AGO

GOL

GOM

GOP

323ºC

331ºC

Diesel a KT

P-111

F.gasB .D

V-11 V-12

Figura 3-25: Planta de Hidrocracking

La planta de Hidrocracking está diseñada principalmente para obtener diesel de alta

calidad ambiental, es decir un combustible limpio de contaminantes, tales como azufre,

metales y otros que pudiesen reaccionar para formar compuestos tóxicos.

Esta es una planta de tratamiento con fraccionamiento final, que basa su

funcionamiento en el principio de cracking catalítico.



Figura 3-26: Alimentación a Hidrocracking

3.2.1 Alimentación a la unidad de Hidrocracking

La alimentación (Gas Oil) llega a la planta proveniente desde las unidades de topping y

vacío. En esta planta no se recibe alimentación de gas oil de otras unidades, como por ejemplo

Visbreacking ya que estas alimentaciones poseen partículas que provocarían problemas en

filtros y catalizadores. La alimentación es tomada por las bombas de carga y enviada a un

sistema de microfiltros que tienen como propósito retener micro partículas que pudiesen

causar daño o inhibir las reacciones tanto de desulfurización como hidrocracking. Aguas abajo

de los filtros la carga de gas oils llega al acumulador de carga que se mantiene a una presión

de 3 kg/cm2 por medio de dos válvulas controladoras de presión, una de las válvulas descarga

al sistema de antorcha y la otra mete fuel gas al acumulador dependiendo si la presión está

sobre o bajo el setting respectivamente. El acumulador maneja un nivel adecuado para

mantener estable la operación, este nivel se controla por medio de una válvula controladora de

nivel que se encuentra aguas abajo del acumulador, el gas oil es tomado por las bombas carga

(que elevan su presión desde 3 a aproximadamente 105 kg/cm2).



3.2.2 Alimentación al Horno y reactores.

Bomba de carga

al Horno

Precalentamiento

Horno

342ºC 379ºC

Reactores

3 41 2

Hidricracking

409ºC

Hidrógeno

103 k/cm2

150ºC

403ºC

P-15

407ºC

Generador de 600#

408ºC

Desulfurización Denitrificación

De acumulador

de carga

Gas Neto A separador

de alta

Figura 3-27: Alimentación a Horno y reactores.

La carga al horno es enviada por las bombas de carga a 103 kg/cm2 y 150ºC. Antes de

precalentarse con los efluentes del reactor 4 recibe una corriente de hidrógeno conocida como

gas neto esta tiene como finalidad proporcionar el ambiente rico en hidrógeno, necesario para

la etapa de desulfurización que ocurre en el primer reactor a la salida del horno. A la salida del

precalentador la mezcla hidrocarburo-hidrógeno íntimamente mezclada alcanza una

temperatura de 340 ºC aproximadamente y a la salida del horno 379ºC, y presión de 103

kg/cm2 que es la condición necesaria para el proceso de desulfurización, desoxigenación,

retiro de metales (esto en el primer reactor) y desnitrificación en el segundo (en cada entrada a

rector se inyecta hidrógeno controlado por un FC). Normalmente el hidrógeno reacciona con

el azufre para formar ácido sulfhídrico, con el oxígeno para formar agua, con el nitrógeno para

formar amoniaco e ión amonio. Este último es causal de la formación de sales que tienden a

ensuciar los equipos. Es por ello que existen puntos de adición agua blanda tanto a la salida

del reactor 4 como a la salida del precalentador con el fin de diluir estas sales.

En el reactor 3 y 4 se lleva a cabo el proceso de Hidrocracking. En éstos las moléculas

o cadenas largas de hidrocarburo se quiebran o rompen selectivamente en la mitad para a partir

de 20 a 24 átomos de carbono quedar en 10 a 12 y por la presencia de hidrógeno se saturan

para formar un diesel parafínico y libre de azufre.



A continuación se presenta la composición de los catalizadores ofrecidos por empresa

UOP para esta planta.

Tabla 3-2: Características de Catalizador

Catalizador reactor desulfurización (1y 2) Catalizador de hidrocracking (3y4)

Oxido de aluminio Al2O3 Base Oxido de aluminio Al2O3 Base

Oxido de molibdeno MoO3 10-19% Oxido de níquel NiO 1-5%

Pentóxido de fósforo P2O5 5-10% Oxido de tungsteno WO3 6-20%

Oxido de níquel NiO 1-5% Sílice SiO2 30-60%

Sulfuro de molibdeno MoS2 10-20% Sulfuro de níquel Ni3S2 1-5%

Sulfuro de níquel Ni3S2 1-5% Sulfuro de tungsteno WS2 6-20%

Azufre S 10-20% Azufre S 5-10%

Coke de petróleo CxHy (x>>y) 20-30% Coke de petróleo CxHy (x>>y) 10-30%

Oxido de sodio Na2O 0.5-1.5%

3.2.3 Etapa de separación make up gas y gas de reciclo

Figura 3-28: Separación y gas de reciclo.



Los efluentes del reactor 4 en los cuales viene una mezcla de gases y líquidos producto

e impurezas precalientan la carga y luego se inyecta agua blanda para diluir las sales de

amonio que van cristalizando a medida que baja la temperatura, con esto se logra evitar que se

taponeen los equipos, así como también retirar las sales y aguas ácidas del proceso (parte de

las impurezas). Luego de enfriarse a 70ºC en el enfriador por aire la mezcla entra al separador

de alta, donde a esa presión y temperatura lo único gaseoso es el hidrógeno que es retirado por

la parte superior del separador en donde entran a un decantador de gotas para luego entrar a la

succión del compresor de reciclo y de éste nuevamente a los reactores. El hidrógeno es

consumido tanto en las reacciones de desulfurización, desoxigenación, desnitrificación y

saturación de olefinas, por ende se debe adicionar la cantidad consumida. Esto se realiza por

medio de un compresor de pistón o recíproco denominado de make up, este hidrógeno es

fresco y proviene de la planta de reformación o de hidrógeno.

En la parte inferior del separador se retira el agua ácida que se envía a la planta de

tratamiento de aguas ácidas (Sour Water stripper).

De la zona intermedia se retira el producto junto con el sulfhídrico que a esa presión y

temperatura (100k/cm2 y 70ºC) se mantiene incorporado en esta corriente y se envía a un

turbogenerador conectado a una de las bombas de carga al horno con el fin de ahorrar energía.

A la salida del turbogenerador, el producto entra al separador de baja. Donde a 15 k/cm2 y

65ºC se libera el H2S retirándose por la parte superior del acumulador a la planta de azufre,

por el fondo se retira parte del agua que hubiese quedado y por la zona media el producto al

stripper para despojar el H2S que resta, junto con gases livianos, el propano, el butano y la

gasolina.

3.2.4 Stripper de gasolina

A la salida del separador de baja el producto a 15 k/cm2 y 70ºC, no requiere bombas

para ser enviado al stripper de gasolina, que trabaja a 7 k/cm2 en el tope, pero sí requiere de

mucho calor para llegar a la temperatura adecuada a la entrada en la zona flash

aproximadamente 273ºC. Esto se logra recuperando el calor de las distintas corrientes de

salida de la torre de fraccionamiento, es decir, antes de entrar al stripper, intercambia calor con

el 2º diesel a estanque, luego con el reflujo de kerosene, con el 1er diesel a estanque, con el 2º

gas oil no convertido a cracking, con reflujo de diesel, y finalmente, con el 1er gas oil no



convertido a cracking (fondo de la torre de fraccionamiento). El control de temperatura se

lleva a cabo by paseando el gas oil no convertido del intercambio, mediante una válvula de

control gobernada por un TC.

Figura 3-29: Stripper de Gasolina.

En el stripper se separan por destilación desde los gases hasta la gasolina. Los gases son

extraídos por el tope y posteriormente enviados a la planta de cracking, donde se recupera el

propano y butano, además endulzan el sulfhídrico que posee, pues en el tope del stripper se

retira el último poco de sulfhídrico antes de ir a fraccionamiento (el Fondo). La gasolina se

retira por la parte media del acumulador y se envía, una parte a cracking y el resto como

reflujo de tope del stripper. Por la parte inferior del acumulador se retiran aguas ácidas que

pudiese arrastrar el proceso.

El fondo de la columna del stripper es enviado sin bombas, solo por diferencia de

presión, al horno de fraccionamiento para elevar su temperatura a 352ºC y luego entrar a la

zona flash de la torre de fraccionamiento atmosférico. Donde se consigue productos libre de

azufre. La distribución es como se muestra en el siguiente esquema.



Torre

fraccionamiento

atmosférico

Condensador de

superficie

Bomba

de tope

Acumulador

de tope

Nafta

TK

Reflujo

de tope

Extracción

diesel

F.gasB.D

PC PC

Extracción

kerosene

Carga

de fondo

stripper

Gas oil no convertido

Figura 3-30: Fondo stripper de purga.

Algo que es importante mencionar en esta columna es el control de presión ya que en

el acumulador de tope se encuentran muy pocos gases no condensables a la presión y

temperatura 0,7 kg/cm2 y 110ºC; luego es necesario contar con una fuente de fuel gas en caso

que la presión baje de la señalada. El resto de la columna tiene un comportamiento similar a

cualquier columna de destilación, extrayéndose nafta, kerosén, diesel (mayor cantidad) y por

el fondo el gas oil no convertido que es enviado a cracking.

Tabla 3-3: Rendimientos Hidrocracking


Carga a la unidad gas oil 3500 100

Gases 90 2.57

Gasolina 190 5.43

Nafta 410 11.71

Diesel 1030 29.43

Gas oil no convertido 1780 50.86

Conversión 49.14



La planta usa como materia prima gas oil de topping. Si se compran crudos más

pesados, se producirá suficiente gas oil como materia prima, pero a la vez, mucho fondo que

recaerá en tener demasiado residuo de topping y vacío. Esto significa demasiado fuel oil, el

precio de éste es muy bajo comparado con los productos intermedios. Aún cuando la planta

tiene buena conversión a productos terminados, tendríamos que variar rápidamente la canasta

de crudos, para poder, obtener la materia prima suficiente y además considerar que con esto el

fondo de barril aumentaría considerablemente (mucho fuel oil).

3.3 PLANTA DE CRACKING CATALÍTICO.

650º

C

Figura 3-31: Cracking Catalíico.



Las plantas de cracking catalítico basan su funcionamiento en romper las moléculas de

parafinas largas, algunas olefinas a moléculas olefínicas más pequeñas, tanto lineales como

aromáticas, por medio del uso de un catalizador relativamente selectivo, de tal forma de

obtener los productos deseados.

3.3.1 Alimentación y precalentamiento

Figura 3-32: Alimentación y Precalentamiento.

La alimentación a la unidad es Gas Oil, proveniente de los topping, visbreacking,

Hidrocracking o estanque. La carga a esta unidad no es de un solo tipo de gas oil, pues este

diseño permite operar, tanto moléculas parafínicas, como olefínicas. Estas últimas disminuyen

la actividad del catalizador, producto que aumentan la producción de carbón en la reacción de

cracking, ensuciando los sitios activos más rápido de lo normal. Disminuyendo de esta forma

la velocidad de la reacción de cracking.

Los gas oils llegan al acumulador de carga a una temperatura de 191ºC y se mantienen

a una presión de 0,8 kg/cm2 interconectado con la torre atmosférica. Del acumulador, la

alimentación es tomada por las bombas de carga que elevan su presión a 20 kg/cm2, presión

necesaria para entrar al precalentamiento, intercambiando calor con el producto de fondo de la

torre atmosférica, alcanzando 224ºC, con la que entra al horno. A la salida del horno su

temperatura es de 275ºC que es la requerida para entrar al reactor.



3.3.2 Zona de reacción y regeneración.

La carga al reactor proveniente del horno a 275 ºC, entra al Riser arrastrada por vapor

sobrecalentado de 150#, que además, se utiliza para controlar en parte la reacción de cracking

en el ducto. La carga entra al Riser por dos entradas, cada una con su respectiva válvula de

control. Esto tiene como fin controlar la temperatura en el ducto, y con ello la reacción, pues

mientras menor es el tiempo de contacto con el catalizador que viene del generador a 730ºC,

que entra al Riser en un punto anterior al producto, menor será la reacción de cracking

generada. En el Riser la carga y el catalizador entran en contacto generando vapores más

livianos que la carga, que alcanzan una temperatura de 536ºC. Estos vapores entran al

separador del reactor donde los vapores ascienden y salen por la parte superior del equipo,

hacia la torre fraccionadora, y el catalizador usado cae al fondo y llega al Air Heater donde es

impulsado por una corriente de aire hacia el regenerador, donde a esa temperatura y con el

carbón que el catalizador contiene, producto del cracking, comienza a quemarse,

regenerándose. Los gases generados en esta combustión junto con el catalizador son

expulsados a la etapa de separación del regenerador, donde por tope sale el CO2 al que se le

extrae el calor generando vapor de 600#, para luego ser enviado a la atmósfera. Por medio de

unas bandejas de impacto se retiene el catalizador en la parte media del equipo a 730 ºC, de

donde es retirado por gravedad y enviado nuevamente al Riser a interactuar con la carga.



Figura 3-33: Zona de reacción

3.3.3 Fraccionamiento La carga a la torre de fraccionamiento proviene del tope del reactor y se separa en las

corrientes que se indican en la figura. Por tope sale gases que se envían a la unidad

recuperadora de livianos para obtener LPG y gases, estos últimos son enviados al sistema de

fuel gas de refinería.

La primera extracción lateral es la nafta que por la temperatura del plato 162ºC podrían

ser moléculas de entre 8 a 10 átomos de carbono, esta corriente se envía al stripper de

gasolina.



Figura 3-34: Fraccionamiento

La segunda extracción lateral es el ciclo oil liviano, este es un diesel y se utiliza

como cutting para darle la densidad necesaria al fuel oil.

La tercera extracción lateral es el ciclo oil pesado, este es un diesel pesado, y

normalmente se utiliza como cutting en el fuel oil.

Todas las corrientes laterales entregan su calor en otras plantas en generadores de

vapor o para precalentar otros procesos.

El fondo de la fraccionadora, es aceite decantado y es enviado a la producción de fuel

oil, luego de precalentar la carga al horno de la unidad.



Tabla 3-4: Rendimientos Cracking Catalítico.


Carga gas oil 4.030

Gases 120.000 aprox 350 m3 líq 8,68

LPG 1.250 31,02

Gasolina 2.150 53,35

Nafta ------

Col 430 10,67

Cop 80 1,96

Aceite decantado 340 8,44

Expansión volumétrica 14,12



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

procesar cargas de moléculas de hidrocarburos muy pesadas, parafinas, principalmente de las

unidades de vacío de los topping (destilación primaria) y específicamente el pitch. Este

proceso permite obtener rendimientos importantes en destilados olefínicos, más livianos,

aumentando el stock de materias primas de otras plantas de proceso, con el valor agregado que

estos productos poseen. Las alimentaciones olefínicas, reaccionan rápidamente, formando

mucho carbón, lo que es en muchos casos indeseado.

Figura 3-35: Planta Coker



3.4.1 Alimentación a la unidad

La alimentación a la planta es pitch (destilado de fondo de la unidad de vacío), el cual,

llega proveniente desde la unidad de topping o estanque a una temperatura aproximada de

238ºC, entra al acumulador de donde es tomado por las bombas de alimentación a la torre

atmosférica o también conocidas como bombas de alimentación fresca. A la descarga de las

bombas entran al precalentamiento donde, primero precalientan con gas oil pesado producto y

luego con reflujo de gas oil pesado. Y con esto la alimentación fresca llega a la torre a

aproximadamente 300ºC.

Pitch de vacío

Pitch estanque

Acumulador

238ºC

0.56k/cm2

Bomba de carga

a la torre

Gas oil pesado

de stripping

Reflujo

de HCGO

Venteo a la

torre

De colector

HCGO

Reflujo de

HCGO

Alimentación

fresca 300ºC

De Stripper

HCGO

A FCCU

o TK

Torre

atmosférica

Bomba de

carga al horno

Bomba de

recirculación

Carga al horno

Figura 3-36: Alimentación a la unidad de coker



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

purga.

Figura 3-37: Coque Drum.

La carga fresca a 300ºC entra a la torre de fraccionamiento, sobre la zona flash. En la

zona flash los vapores provenientes de los coke drum entran a una temperatura de 408ºC

aproximadamente. Estas alimentaciones interactúan, la primera arrastrando los componentes

pesados de los vapores hacia el fondo de la torre y los más livianos suben por la columna y

conforman los destilados de la torre de fraccionamiento. En el fondo de la columna se

encuentran los componentes más pesados junto con algunas trazas de carbón arrastrado desde

los coke drum, la temperatura en este punto es de 310 ºC, lo que nos indica que gran parte o

casi toda la corriente de la zona flash excepto el carbón y más pesados que la alimentación,

suben a puntos superiores en la columna.

La corriente de fondo es tomada por las bombas de recirculación y las bombas de carga

al horno, las primeras tienen como propósito mantener una corriente en todo momento para

evitar que las líneas se solidifiquen y filtrar constantemente la corriente retirando las partículas



de carbón y de esta forma evitar que actúe como catalizador en el interior del horno además de

provocar ensuciamiento en líneas y equipos.

Las bombas de carga al horno descargan a 40 k/cm2 haciendo pasar la corriente por el

cuadro de control de carga al horno que es un FC (controlador de flujo) bajando la presión a

28 k/cm2. El nivel de fondo se controla desde la carga a la planta aguas abajo del acumulador

de carga, que controla el flujo de carga fresca a la torre. De esta forma el flujo de carga al

horno se mantiene constante y las variaciones de nivel son absorbidas por el LC. A la carga al

horno aguas abajo del FC se le adiciona una cantidad de condensado saturado de alta presión

aproximadamente 42 k/cm2, la que está controlada por una válvula de control de flujo (FC). El

agua al pasar por el cuadro baja su presión a 28k/cm2 con lo que se expande generándose

vapor sobrecalentado, aumentando su volumen bruscamente. Esto tiene como propósito

aumentar la velocidad de flujo dentro de los coils del horno generando un flujo turbulento,

evitando la formación de coke dentro de los coils aumentando así el tiempo de corrida de la

unidad (tiempo de funcionamiento de la unidad), cabe destacar que de todas formas se forma

coke en los coils.

La carga entra al horno a 300ºC y 28k/cm2 y sale una mezcla de vapores de agua e

hidrocarburos con coke a 498ºC y 2.5 k/cm2, la que pasa por una válvula de 3 vías, enviándola

a uno de los tambores de coke. En los coke drum el coke se va depositando en el fondo en

forma de gel y los vapores salen por el tope donde se les adiciona una corriente de quench

(gas oil) para mantener una temperatura de 420ºC y enviarlos como carga a la zona flash de la

torre fraccionadora. En operación normal el coke drum por el que no está pasando la

alimentación se encontrará en el proceso de enfriado y vaciado del carbón. Para este proceso

existen líneas de sistemas auxiliares, tales como vapor de arrastre, agua de enfriado, nitrógeno,

para evitar que este se inflame. Cuando el nivel de carbón del tambor que está en servicio llega

a los niveles establecidos se procede por medio de la válvula de tres vías a sacarlo de servicio.

Y de inmediato poner el que estaba limpio. El tambor lleno de coke en estado gel se procede a

vaporizar y purgar alineado al stripper de purga, donde los vapores tanto de producto y agua

salen por el tope, estos son enfriados y enviados al acumulador de tope de donde los no

condensables salen a blow down y los condensados tanto de producto como agua se separan,

el agua sale por el fondo y es enviada a la unidad de tratamiento de aguas para su reutilización

en este proceso. Los aceites son extraídos por la zona media del acumulador y se utilizan



como reflujo de tope del stripper de purga. El fondo del stripper, sin agua son extraídos por las

bombas de fondo de este equipo y enviada una parte a una zona intermedia de la torre de

fraccionamiento y la otra a incrementar la corriente de reflujo de tope del stripper. El proceso

de cambio o ciclo de coke drum tiene un tiempo aproximado de 18 horas, dependiendo de la

carga a la unidad. La etapa de enfriado se debe realizar con lentitud, de tal manera de no

afectar la estructura metalúrgica de los equipos que son el corazón de la unidad. Por otro lado

se puede decir que aún cuando las operaciones en los coke drum son de tipo bath, siempre

existirá una purga, de tal forma de no interrumpir el flujo de aceites desde el fondo del stripper

de purga a la torre de fraccionamiento atmosférico.

3.4.3 Tope y extracciones laterales de la torre atmosférica.

Bomba de

reflujo de

tope

Bomba de

extracción

Compresor

doble etapa

Condensador 1

21

Condensador 2

Gases de acumulador

de tope de stripper

de purga

Torre

atmosférica

0.7k/cm2

Acumulador de tope

0.14k/cm2 41ºC

Acumulador 1

38ºC 3.5 k/cm2

Acumulador 2

40ºC 14.5k/cm2

Aguas a

tratamiento

Stripper

absorbedor

de

gasolina

Gases a FCCU

Rehervidor

Vapor 150#

Condensado

condensador

Debutanizadora

Nafta

a

hidrotratamientoE-9

139ºC

V-3

Agua a TTO

Agua a TTO

El LPG se envía

a TTO

Rehervidor

Gas oil

de la torre fraccionadora

A acumulador

de tope

Reflujo de

tope

Gases a FCCU

P-53

LC

PC

Figura 3-38: Tope Fraccionadora

Los vapores de tope de la fraccionadora salen a aproximadamente 140ºC, estos son

enfriados y condensados en el condensador de superficie y enviados al acumulador de tope de



la fraccionadora junto con los gases provenientes del acumulador de tope del stripper de

purga a aproximadamente 41ºC. Desde el acumulador de la fraccionadora, salen tres

corrientes: de gases, de producto líquido y agua. La de agua se envía a tratamiento de aguas, la

de nafta se envía, una parte como reflujo de tope y como carga a la torre de absorción y

stripper. A ésta torre la corriente de nafta entra a la parte superior y baja interactuando con los

vapores más calientes provenientes del fondo. Los gases del absorbedor son enviados a

tratamiento de gases para ser utilizados como gases combustibles en el sistema de fuel gas de

refinería. La nafta al ir descendiendo en la columna junto con ir despojándose de livianos,

absorbe los pesados de la corriente de gases provenientes del acumulador 2 que recibe el flujo

de la segunda etapa del compresor. Un poco más al fondo de la columna ingresa la corriente

de líquidos del acumulador 2. El calor necesario para esta operación es entregado por el calor

latente del vapor de 150# en el rehervidor de la columna. La nafta sale por el fondo y es

enviada por las bombas a la torre estabilizadora o debutanizadora donde se retira el LPG

(propano y butano) por el tope, el que es enviado a las unidades de tratamiento y por el fondo

la nafta producto final que es enviada a la unidad de endulzamiento. El calor requerido en la

torre debutanizadora es suministrado por el reflujo de gas oil de la torre fraccionadora, que

entrega parte de su calor sensible en el rehervidor de fondo de la columna debutanizadora.

La corriente correspondiente a los gases del acumulador de tope de la torre fraccionadora,

pasan a la primera etapa del compresor de pistón de dos etapas, la presión de descarga del

compresor es de 3,52 k/cm2 a 150ºC, el flujo de descarga es enviado a enfriar, condensando

gran parte de este flujo, el cual es recibido en el acumulador 1. Desde éste salen tres

corrientes: por el fondo sale algo de agua (solo esporádicamente) que es enviada a tratamiento.

La parte de producto líquido es enviada por una bomba centrífuga al recontacto, pues esta

corriente fría recibe en un punto aguas arriba del enfriador 2 (condensador 2) los gases de

descarga de la segunda etapa del compresor, los que interactúan con la corriente líquida siendo

absorbidos en parte por esta, para luego enfriarse en el condensador 2 y llegar al acumulador

2. Desde éste la corriente líquida de hidrocarburos y gases son enviados por presión a la

columna de absorción y stripping.

Las corrientes de diesel y gas oil pesado se extraen de la zona superior y media de la torre

respectivamente. La corriente de diesel o gas oil ligero en parte pasa por un stripping, para



luego ser enviada a estanque o a la unidad de hidrotratamiento, y la no strippeada, es enviada a

entregar parte de su calor sensible en generadores de vapor, para ser utilizado en otras plantas

de proceso y finalmente se envía como reflujo intermedio a la torre.

La corriente de gas oil pesado en parte pasa por un stripping y luego entrega parte de su

calor sensible en primer intercambiador de calor al pitch de carga a la fraccionadora, para

luego entregar calor precalentando agua tratada antes de entrar a un generador de vapor de

150#, después de precalentar el agua se envía a estanque o a las unidad de hidrotratamiento

para finalmente usarla como materia prima en plantas de proceso tales como cracking

catalítico o hidrocracking. El gas oil pesado que no pasa por el stripping entrega calor en el

segundo intercambiador del precalentamiento del pitch antes de la entrada a la torre

fraccionadora, luego es enviado al generador de vapor de 150# y finalmente entrega calor en el

rehervidor de columna debutanizadora o estabilizadora de gasolina para luego retornar como

reflujo a la torre fraccionadora.

Tabla 3-5: Rendimientos Planta Coker

m3/día Ton/día

Carga Pitch 2.247,8 2.273,5

Gases 398,3 102,7

Nafta 281 195,1

Diesel 789 671,2

GOP 655 611,4

Coque 698

Total convertido 2.123,3 1.580,4

Volumen Masa

Conversión 94,5 69,5

Comportamientos de las distintas plantas de procesamiento de hidrocarburos pesados



Tabla 3-6: Comparación de Rendimientos

Planta Materia Prima Producto

Principal

Producto

Secundario Conversión %

Cracking

Catalítico Gas oil Gasolina LPG

Hidrocracking Gas oil Diesel Nafta 50

Visbreaking Pitch Gas oil Nafta 15

Coker Pitch Diesel Gas oil 70

Es claro que existen tres plantas que tienen un buen grado de conversión, esto quiere

decir, que de ellas se obtienen productos más livianos y de mayor valor comercial que su

alimentación. Dos de ellas (Cracking catalitico e hidrocracking) como materia prima usan gas

oil, el cual es generado solamente por las plantas viscoreductora, coker y topping, pero este

último así como va a generar más gas oil generará productos más livianos como gasolina,

nafta, kerosene y diesel, pero también generará pitch, que no podrá ser procesado en ninguna

planta y se tendrá que vender como fuel oil o como asfalto a precios muy bajos, además de ser

necesario compra de más crudo que podría hacer poco rentable el negocio refinero. Por otra

parte, las plantas de coker y viscoreductora (guardando amplias diferencias en la conversión

entre ellas), a partir del pitch, que es el destilado de fondo de vacío, obteniendo gas oil de que

servirá de materia prima además de productos más livianos y de mayor valor comercial. Por lo

tanto, desde este punto de vista se hace necesario el contar con un proceso como la Planta

coker, que es capaz de obtener el mayor rendimiento por metro cúbico de crudo. Además

tomando en cuenta la importancia de contar con plantas que procesen hidrocarburos cada vez

mas pesados, será la planta coker la necesaria para lograr los mayores y atractivos beneficios

en la refinería considerando el tipo de plantas existentes.

Es por las razones anteriores que se ha seleccionado esta planta para incorporarla al

complejo de plantas.



CAPITULO 4

DESCRIPCIÓN DEL PROCESO

Capítulo 4 Descripción del Proceso


4 DESCRIPCION DEL PROCESO.

La carga de pitch llega a la unidad, proveniente de los fondos de las plantas de vacío de

los topping que se encuentran a 360ºC. Llegando al acumulador de carga F-3007 a una

temperatura de 210ºC y aproximadamente a 4 kg/cm2, pues el pitch entrega parte de su calor

sensible a la alimentación a topping.

El acumulador opera a una presión de 0,7 Kg/cm2, ya que se encuentra interconectado

con la torre de fraccionamiento y finalmente es esta la que controla la presión del acumulador.

El pitch desde el fondo del acumulador es extraído por la bomba J-3001 y enviado al tren de

precalentamiento que consta de dos intercambiadores, el primer es el C-3006, en el cual

intercambia calor con la corriente de producto de Gas oil pesado (GOP), elevando su

temperatura de 210ºC a 234ºC aproximadamente, posteriormente intercambia calor en el

intercambiador C-3009, con la corriente de reflujo de GOP, aumentando su temperatura hasta

274ºC, para luego el pitch ser enviado como alimentación fresca a un punto de la zona inferior

de la torre de fraccionamiento atmosférico.

El pitch sale inmediatamente desde el fondo de la torre fraccionadora, aumentando su

volumen en casi un 15%, este aumento corresponde a la corriente de recirculación (quench),

que se incorpora más arriba de la alimentación fresca.

El pitch desde el fondo de la torre de fraccionamiento es succionado por la bomba J-

3002 que descargando a una presión sobre 42 kg/cm2, la envían hacia el horno B-3001. Aguas

arriba de la entrada del horno se incorpora agua tratada en la línea con el objeto de aumentar la

velocidad del pitch en el interior de los tubos del horno, y de esta forma minimizar la

formación de coque en los coils del horno y contribuir con su presión parcial a producir el

cracking molecular deseado a una menor temperatura.

La temperatura de salida del horno es de aproximadamente 500ºC, para ingresar

mediante un manifold a uno de los dos tambores de coke-drum.

En los coke drum D-3001 y D-3002 alternadamente el coke se va depositando en el

fondo en forma de gel y los vapores salen por el tope donde se les adiciona una corriente de

quench (gas oil) para bajarle su temperatura a 420ºC y enviarlos como carga a la zona flash de

la torre fraccionadora.



Esta corriente esta compuesta de líquidos y vapores. Los líquidos son

aproximadamente un 15% de la alimentación de pitch a la unidad, los que son extraídos juntos

con el pitch desde el fondo de la columna que constituyen la carga al horno. Por otra parte, los

vapores ascienden por la columna de fraccionamiento, donde son destilados y posteriormente

extraídos como corrientes de productos.

A continuación se describirán las extracciones de la torre fraccionadora.

4.1 TORRE FRACCIONADORA

4.1.1 Sistema de tope

Los vapores de tope de la fraccionadora salen a aproximadamente 126ºC, estos son

enfriados y condensados en el condensador de superficie (C-3004) y enviados al acumulador

de tope de la fraccionadora (F-3008) junto con los gases provenientes del acumulador de tope

del stripper de purga a aproximadamente 41ºC. Desde el acumulador de la fraccionadora, salen

tres corrientes: gases, producto líquido y agua. La de agua se envía a tratamiento de aguas, la

de nafta inestabilizada se envía una parte como reflujo de tope a través de bomba J-3004 y la

otra parte como carga a la torre de absorción (E-3051) junto con la nafta estabilizada

proveniente del fondo de la debutanizadora. A la torre de absorción, la corriente de nafta entra

a la parte superior y baja interactuando con los gases provenientes del acumulador F-3052

(segunda etapa compresor J-3051). Los gases de salida del absorbedor, son enviados al sponge

absorber E-3052, donde los gases más pesados son absorbidos por una corriente de diesel, y

posteriormente los gases no absorbidos son enviados a una planta de tratamiento en base a

aminas, para ser utilizados como gases combustibles en el sistema de fuel gas de refinería. Por

otra parte en el absorbedor E-3051, la corriente líquida es retirada por presión, para ser

enviada aguas arriba del enfriador C-3052.

Del separador F-3052, la corriente líquida es succionada por la bomba J-3053 y

llevada a la parte superior del stripper E-3051, estos líquidos son stripeados retirándole los

componentes livianos. La corriente de gases del stripper son enviados aguas arriba del

enfriador C-3052.



Por el fondo del Stripper E-3051 la corriente de nafta es enviada como alimentación a

la torre estabilizadora E-3053 (Debutanizadora), de donde se retira el LPG (propano y

butano), por el tope, él que es enviado a las unidades de tratamiento y por el fondo la nafta

estabilizada (producto final) que es enviada, una parte como producto a la unidad de

tratamiento y la otra se junta con la corriente de nafta inestabilizada del acumulador de tope de

la fraccionadora y enviada al absorbedor E-3051.

La corriente correspondiente a los gases del acumulador de tope de la torre fraccionadora

F-3008, son succionados por la primera etapa del compresor de pistón de dos etapas J-3051, la

presión de descarga del compresor es de 3,52 k/cm2 a 150ºC, el flujo de descarga es enviado al

enfriador C-3051, condensando gran parte de este flujo, ésta corriente es recibida en el

acumulador F-3051, desde éste salen tres corrientes: de la parte superior sale una corriente de

gases que es succionada por la segunda etapa del compresor J-3051, por el fondo sale algo de

agua (sólo esporádicamente) que es enviada a tratamiento y la parte de producto líquida es

enviada por una bomba J-3052 al recontacto, pues esta corriente fría recibe en un punto aguas

arriba del enfriador (C-3052), los gases de descarga de la segunda etapa del compresor, los

que interactúan con la corriente líquida, siendo absorbidos en parte por ésta. La corriente

resultante es enviada al enfriador C-3052, para luego ingresar al acumulador F-3052.

4.1.2 Extracciones laterales.

4.1.2.1 Diesel.

El diesel se extrae desde el colector ubicado en la zona media superior de la

fraccionadora E-3001, a una temperatura de 211ºC, separándose en dos corrientes, una es el

reflujo y la otra corresponde a la extracción que es enviada al stripper E-3002 en control de

nivel. El diesel entra sobre el plato Nº1 del stripper, donde los componentes más livianos son

separados de la corriente y enviados hacia la fraccionadora sobre el colector de extracción. El

stripping se realiza con vapor de 150# que entra en un punto inferior del stripper. Del fondo

del stripper E-3002, el diesel es succionado por la bomba J-3006, descargándolo bajo control

de flujo y enviándolo como carga a la Unidad de HDT. El reflujo es succionado por la bomba

J-3007 y es enviado al intercambiador de calor C-3058, entregándole calor a la corriente de



fondo del sponge absorber E-3052, luego es enfriada en el enfriador C-3059, para constituir la

corriente de absorción del mismo equipo sponge absorber E-3053. El diesel sale desde el

fondo del sponge absorber, elevando su temperatura en el intercambiador C-3058 y luego es

enviado como reflujo de diesel a la torre fraccionadora , dos platos por sobre el colector de

diesel.

4.1.2.2 Gas oil pesado.

El GOP extraído de la torre a 343ºC se divide en tres corrientes. Una de las corrientes va

directamente al stripper E-3003, la otra corriente se utiliza para el tren de precalentamiento en

el intercambiador C-3009, y la última corriente se utiliza como reflujo interno a la torre

E-3001, para generar una mayor eficiencia y evitar que partículas de carbón lleguen a la parte

superior de la torre y obstruyan bandejas y platos, realizando además de un íntimo contacto

en las partículas, un arrastre mecánico.

El GOP producto, en control de nivel del plato colector pasa al stripper, E-3003, donde

los componentes livianos son separados con vapor de 150# recalentado a una temperatura de

343ºC, para luego retornarlos sobre el plato de extracción.

Del fondo del stripper, a 340ºC el GOP es succionado por la J-3008 enviando esta

corriente al tren de precalentamiento al intercambiador C-3006, entregando su calor sensible al

pitch, disminuyendo su temperatura desde 336ºC hasta 239ºC. A la salida del intercambiador

de calor, la corriente de GOP es enviada a la unidad de HHTT.

La corriente de reflujo se divide en dos:

a) Reflujo caliente: esta corriente es succionada por la bomba J-3009 y es llevada a la

torre E-3001, bajo el plato colector, éste constituye el reflujo interno de la columna que

por razones de eficiencia mecánica se envía a presión.

b) Reflujo frío: la corriente de GOP es succionada por la bomba J-3009 aguas arriba del

stripper E-3003 y enviada a precalentar el pitch en el intercambiador C-3009,

entregando parte de su calor sensible, disminuyendo su temperatura de 343ºC a 309ºC,

pasando por los tubos del intercambiador, luego es enviado a generar vapor de 150 psig,



vapor que se requiere en el mismo proceso. Finalmente, bajo control de temperatura se

utiliza como flujo calefactor en el reboiler de la torre debutanizadora o estabilizadora de

gasolina E-3053, para finalmente retornar a la torre como reflujo intermedio dos platos

sobre el plato de extracción de gas oil pesado.

4.1.3 Coke Drum, Stripper de purga, alimentación caliente a E-3001

En los coke drum D-3001 y D-3002 alternadamente el coke se va depositando en el

fondo en forma de gel y los vapores salen por el tope donde se les adiciona una corriente de

quench (gas oil) para bajarle su temperatura a 420ºC y enviarlos como carga a la zona flash de

la torre fraccionadora. En operación normal el coke drum, por el que no está pasando la

alimentación, se encontrará en el proceso de enfriado y vaciado del carbón. Para este proceso

existen líneas de sistemas auxiliares, tales como vapor de arrastre, agua de enfriado y

nitrógeno, para evitar que el coque dentro del equipo se inflame. Cuando el nivel de carbón del

tambor que está en servicio, llega a los niveles establecidos se procede por medio de la válvula

de tres vías a sacarlo de servicio. Y de inmediato poner el que estaba limpio. El tambor lleno

de coke en estado gel se procede a vaporizar y purgar alineado al stripper de purga, donde los

vapores tanto de producto y agua salen por el tope, estos son enfriados y enviados al

acumulador de tope de donde los no condensables salen a añadirse a los gases de tope de la

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

el proceso así lo requiere. Los condensados tanto de producto como agua se separan, el agua

sale por el fondo y es enviada a la unidad de tratamiento de aguas para su reutilización en este

proceso.

Los aceites son extraídos por la zona media del acumulador y se juntan con la corriente

de fondo del stripper de purga aguas abajo del enfriador C-3002 para constituirse una parte

como reflujo del stripper de purga (F-3002) y la otra es enviada a estanque de slop o a una

parte sobre la zona flash de la torre fraccionadora. El fondo del stripper se extrae por medio de

la bomba J-3011, y enviado al enfriador C-3002 juntandose con la corriente de descarga de la

J-3013.

El proceso de cambio o ciclo de coke drum tiene un tiempo aproximado de 18 horas,

dependiendo de la carga a la unidad. La etapa de enfriado se debe realizar con lentitud, de tal



manera de no afectar la estructura metalúrgica de los equipos que son el corazón de la unidad.

Las etapas son las siguientes: vaporización y enfriado.

• Vaporización. Esta es la primera etapa y se realiza con vapor de 150# saturado, y tiene

como propósito arrastrar y extraer las partículas de compuestos más livianos que el

coque que pudiesen haber quedado en los tambores de coque, siendo arrastrados hacia

el stripper de purga.

• Enfriado. Una vez terminada la etapa de vaporización se utiliza agua recuperada en

procesos para enfriar el coque, para finalmente abrir el equipo y realizar el proceso de

extracción y vaciado del coke Drum.

Para complementar se puede decir que aún cuando las operaciones en los coke drum son de

tipo batch siempre existirá una purga, de tal forma de no interrumpir el flujo de aceites desde

el fondo del stripper de purga (F-3002) a la torre de fraccionamiento atmosférico E-3001.

Capítulo 5 Balance de Masa y Energía


CAPITULO 5

BALANCE DE MASA Y ENERGÍA



5 BALANCE DE MASA Y ENERGÍA

Hay que tener en consideración que para los balances de energía, pequeñas variaciones

en la temperatura, provocan grandes cambios en los resultados.

Los datos de composición y flujos fueron proporcionados por Foster Wheeler Iberia S.A.

5.1 Tren De Precalentamiento

Debido a la temperatura a la cual se recomienda que ingrese la carga fresca a la torre

fraccionadora, es necesario utilizar dos intercambiadores para precalentar la carga desde

el acumulador hasta la torre.

5.1.1 Intercambiador C-3006

Figura 5-39: Intercambiador C-3006

Desde el fondo del acumulador, por medio de una bomba es alimentado el primer

intercambiador el cual tiene como funcionalidad calentar la carga fresca desde 210ºC a 234ºC,

usando Gas Oil Pesado producto como fluido de calentamiento.

Tabla 5-0-1: Propiedades Flujos C-3006.

Carcasa Tubo

Producto Pitch Alimentado HCGO producto

Flujo Másico kg/h 204.964,5

Calor específico kcal/kgºC 0,6 0,672

Temperatura entrada ºC 210 336

Temperatura salida ºC 234 239

Balance de Energía



Determinación de flujo HCGO producto:

TcpmQ ∆⋅⋅= Ec (A.2.1)

( )

=−=h

kcalQ 8,488.951.2210234*6,0*5,964.204

=−

=h

kgFlujoHCGOprod 35,279.45

)239336(*672,0

8,488.951.2


Figura 5-40: Intercambiador C-3009

El intercambiador C-3009 es el último intercambiador de nuestro tren de

precalentamiento, después de pasar por aquí la carga fresca aumenta su temperatura desde

234ºC a 274ºC, el fluido de calentamiento usado en este caso, es HCGO recirculado. A la

salida del intercambiador, la carga fresca ya esta en condiciones de temperatura adecuada para

ingresar a la torre fraccionadora.

Tabla 5-0-2: Propiedades Flujos C-3009.

Carcasa Tubo

Producto Pitch Alimentado HCGO recirculado

Flujo Másico kg/h 204.964,5

Calor específico kcal/kgºC 0,62 0,68

Temperatura entrada ºC 234 343

Temperatura salida ºC 274 309

Determinación flujo de HCGO recirculado y área de transferencia:



( )

=−=h

kcalQ 6,083119.5234274*62,0*5,964.204

=−

=h

kgFlujoHCGO 11,858.219

)309343(*68,0

6,119.083.5



5.2 Absorbedor

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

con un líquido, a fin de disolver de manera selectiva uno o más componentes del gas y de

obtener una solución de estos en el líquido.

El absorbedor de la planta de coker se alimenta con una mezcla de nafta inestabilizada

proveniente del acumulador de tope de la fraccionadora y nafta estabilizada proveniente de la

torre debutanizadora E-3053. Esta corriente arrastrará los componentes pesados de la corriente

que viene del acumulador de alimentación al absorbedor, el cual es un separador de diversas

corrientes que llegan a él como: la corriente de salida de gases del stripper, la corriente de

salida del mismo absorbedor, la corriente líquida del acumulador del compresor de doble

etapa, la salida de la segunda etapa del compresor, etc.

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

multicomponentes.

El componente clave para la separación fue el propano, ya que la principal función de

este equipo es absorber de la corriente gaseosa propano y más pesados.

Figura 5-41: Absorbedor E-3051



Balance de Masa.

Tabla 5-0-3: Propiedades y flujos Absorbedor

Lo GNp+1 LNp G1

Flujo Másico kg/h 65.950 15.321 ? ?

Flujo Vol. m3/h 96,84 942,8 ¿? ¿?

Moles kgmol 633,97 570,39 ¿? ¿?

P.Molecular kg/kgmol 104,026 26,86 86,86 24,38

Fracciones Molares 0,0012 0,084 0,0555 0,00666

Temperatura ºC 47 41 57 50

Presión kPa 1337 1473 1371,95 1443,59

Densidad kg/m3 681 16,25 660 13,79

Viscosidad cp 0,28 0,24

Cp kcal/kgºC 0,488 0,477 0,504 0,504

Lambda kcal/kgºC 55 42

Los flujos de salida del absorbedor son desconocidos, no así sus composiciones.

11 GLGL NpNpo +=+ +

Np

NP

LG

LG

+=++=+

1

1

39,57097,633

0555,0*00666,0*084,0*39,5700012,0*97,633

G1= 370,7 [kgmol]

LNP= 831,593 [kgmol]

G1= 9.038,47 [kg/h]

LNp= 72.232,19 [kg/h]

Balance de energía

11 GLnpGnpLo HhHh +=+ +

Temperatura referencia: 25 ºC



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

( )

=−=hra

kcalhLo 74,866.7122515,47*488,0*950.65

( )( )

=+−=+ hra

kcalHGnp 872,584.959552541*477,0*321.151

( )

=−=hra

kcalhLnp 59,973.178.125385,57*504,0*232.72

( )( )

=+−=hra

kcalHG 8,474.493422550*504,0*038.91

0=∆H



5.3 Sponge Absorber

Balance de Masa.

Tabla 5-0-4: Propiedades y flujos Sponge Absorber

Lo GNp+1 LNp G1

Flujo Másico kg/h 30.768 9.038 ? ?

Flujo Vol. m3/h 37,61 695,266 ¿? ¿?

Moles kgmol 157,78 355,84 ¿? ¿?

P.Molecular kg/kgmol 195 25,4 169,1 24,62

Fracciones Molares 0,0008 0,00666 0,00619 0,00409


Presión kPa 1425 1407

Densidad kg/m3 818 13 805 11,38


Cp kcal/kgºC 0,445 0,504 0,462 0,54

Lambda kcal/kgºC 42 35

Los flujos de salida del absorbedor son desconocidos, no así sus composiciones.

11 GLGL NpNpo +=+ +

1

1

845,355784,157

00409,0*00619,0*00666,0*845,3550008,0*784,157

GL

GL

Np

Np

+=+

+=+

LNp= 188 [kgmol]

G1=325,6 [kgmol]

LNp = 31.790 [kg/h]

G1= 8.017 [kg/h]



Balance de energía



( )

=−=h

kcalhLo 68,451.2462543*445,0*768.30

( )( )

=+−=+ h

kcalHGnp 8,474.493422550*504,0*038.91

( )

=−=h

kcalhNp 87,420.3812597,50*462,0*790.31

( )( )

=+−=h

kcalHG 24,520.358352543*54,0*017.81

0=∆H



5.4 Stripper

La desorción o stripping es un proceso de transferencia de materia que consiste en poner

un líquido en contacto con un gas relativamente seco, donde el líquido volátil se difunde en el

gas.

El stripper que se desarrolla a continuación se alimenta con una corriente de LCGO

proveniente de una de las extracciones laterales de la fraccionadora.

El diesel proveniente de la torre es introducido en este equipo, que interactúa con vapor

sobrecalentado para despojarlo de los livianos que pueda contener la corriente líquida y

retornarlos a la torre fraccionadora.

Figura 5-42: Stripper E-3002



Balance de Masa

Tabla 5-0-5: Propiedades y flujos Stripper

Lo GNp+1 LNp G1

Flujo Másico kg/h 39.944 989

Flujo Vol. m3/h 55,47 1735

Moles kgmol 199 54,88

P. Molecular kg/kgmol 200,65 18,02 207 65,15

Fracciones Molares 0,176 0 0,0126 0,4


Presión kPa 55,9 60,8 137 55,9

Densidad kg/m3 720 0,57 740 2,6


Cp kcal/kgºC 0,608 0,445 0,603 0,56

∆Hvap kcal/kg 608,22 608,22

λ kcal/kgºC 68

Los flujos de salida del stripper son desconocidos, no así sus composiciones.

11 GLGL NpNpo +=+ +

1

1

88,54199

4,0*0126,0*176,0*199

GL

GL

np

np

+=+

+=

LNp= 171,92 [kgmol/h]

G1=82,02 [kgmol/h]

LNp = 35587,44 [kg/h]

G1= 5344 [kg/h]

Balance de energía.


))(( 001vHTTcpmH +−⋅⋅=


( )

=−=h

kcalhLo 187.517.425211*608,0*944.39



( )( )

=+−=+ h

kcalHGNp 97,482.74122,60825343*445,0*9891

( )

=−=h

kcalhLnp 42,038.873.3258,203*603,0*44,587.35

( )( ) ( )( )

=+−++−=h

kcalHG 29,630.421.16825207*56,0*355.422,60825207*445,0*9891

0=∆H



5.5 Debutanizadora E-3053

La destilación es la operación de separar, mediante calor, los diferentes componentes

líquidos de una mezcla, aprovechando las diferencias de volatilidades de los compuestos que

se desean separar.

La torre E-3053 es una columna de destilación, destinada a separar los gases más livianos

de la corriente de alimentación proveniente del Absorber-Stripper. El nombre de

debutanizadora se debe a que la principal función de esta torre es extraer por el tope

componentes como butano y propano y que estos gases sean enviados al condensador, para

posteriormente sean enviados a tratamiento en base a aminas.

De esta manera, por el fondo se obtiene nafta estabilizada, la cual una parte se une con la

nafta inestabilizada para alimentar al absorbedor y la otra es materia prima para alimentación a

otras plantas.

Figura 5-43: Debutanizadora Torre E-3053.



Balance de Masa

Tabla 5-0-6: Propiedades y flujo Debutanizadora

Alimentación (A) Tope (T) Fondo (F)

Flujo Másico kg/h 75.589

Peso Molecular kg/kgmol 94,6 48,16 102,041

Moles kgmol 799,01

Fracciones molares C4 0,025 0,1511 0,0048

Temperatura ºC 176 41 199

Presión kPa 1.468 1.041,5 1.113

Densidad kg/m3 550 500 540

Viscosidad cp 0,11 0,1 0,1

Cp kcal/kgºC 0,705 0,68 0,71

Balance al Butano C4

FTA +=

FT +=01,799

0048,0*1511,0*025,0*01,799 FT +=

T= 110,32 [kgmol]

F= 688,7 [kgml]

T= 5.313 [kg/h]1

F= 70.276 [kg/h]

Balance de Energía

QR: Calor de Rebolier*1= 3.278.824,12

QC: Calor de Condensador= 2.564.680,96

Qs: Calor de Salida

RCFTaA QQmhmhhm −++=

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



=−=h

kcalQA 85,558.025.8)256,175(*705,0*589.75

=

−+−+−=

h

kcalQ

Q

S

S

32,559.025.8

12,824.278.396,680.564.2)25199(*71,0*276.70)2541(*68,0*313.5

0=∆H



HORNO

Balance de masa y energía.

Tabla 5-0-7: Propiedades y características

Peso Molecular del Aire 28,85

Exceso de aire de combustión % 20,00

Constante universal de gases (R) kcal/(kmol K) 1,98

Base de cálculo de flue gas (kmol/hra) 100

Energía por kilogramo de combustible (kcal) 11.396,90

Masa de aire por kilogramo de combustible. (kg) 18.887

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

ºC K

T1 25 298,15

T2 225 498,15

T3 241 514,15

T4 405 678,15

T0 900 1173,15

T5 700 973,15



.

comb 25ºC aire T1T3

T4

T2

271ºC

504ºC

T2

T0

Damper

zona convectiva

zona espejo o de choque

Zona radiante

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

Cp T1 Cp T2 Cp T3 Cp T4 Cp T0 Cp T5

O2 6,9912 7,5156 7,5428 7,7790 8,3394 8,1245

N2 6,9266 7,1040 7,1208 7,3005 7,8696 7,6376

CO2 8,8357 10,9014 10,9909 11,6981 13,0526 12,5637

H2O 7,9880 8,3889 8,4288 8,8607 10,2458 9,6800 Determinación del calor absorbido por el aire.

TCpmQ ∆⋅⋅=

)13()(22 22 TTCpNmolesCpOmolesQ NO −⋅⋅+⋅=

)1500,2981446,514()2

)9266.61208,7(259,854

2

)9912.65427,7(84,225( −⋅+⋅++⋅=absQ

kcalQ aireabs 19,466.650.1=



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

)2()( TrTCpsalidademolesQ medioatmósferalaagases −⋅⋅=

Donde. :Tr Temperatura de referencia.

kcalQ atmgases 720.747.1=

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

radiaciónporpérdidasQ

QQE

ecombustibl

atmgasesecombustibl −−

⋅= 100

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

combcomkgtotcombkg kg

kcalEQQ 6,10162

100=⋅=

Tabla 5-0-10: composición de la alimentación

Carga Horno Cal Formación

kJ/kg Masa Total kg Cp promedio 25°C

Total -1826,07222 147836 2,2577

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

Carga Horno Cal Formación

kj/kg Masa Total kg Cp promedio 25°C

Total -1826,07222 147836 1,9168

)()( feissisifeieeiei HTCpmHTCpmQ ∆+∆⋅⋅=∆+∆⋅⋅+

entradasalidaabs QQQ −=

kg

kcalQabs 820.240.30=



Calor total entregado por el combustible.

hr

kcal

E

QQ abs

total 670.913.33==

Masa total de combustible.

kgQ

Qm

combkg

absreqcomb 8,975.2==

Luego el calor absorbido por el aire de combustión estará dado por.

aireabsgasflue QQ −=

combdekg

gasfluedekgmm combairegasflue 887,191887,181 =+=+=

Tabla 5-0-12: Composición del Flue Gas

Especie kmol Fracción

molar (y) M

Masa

kg

Fracción

Másica (x)

O2 37,64 0,032 31,999 1204,44 0,0346

N2 854,26 0,727 28,014 23931,20 0,6864

CO2 93,89 0,080 44,010 4132,10 0,1815

H2O 188,82 0,161 18,015 3401,59 0,0975 Total 1224,51 1,00000 27,813 32669,33 1,0000

Kkg

kcalCpCpCp TT

medio ⋅=+= 278,0

242

hr

kcalQ gasflue 27,773.634.1−=

)()( TCpmQ Tgasfluegasfluegasflue ∆⋅⋅=



CKTmCp

QT

aire

gasflue °≈=+⋅

−= 241159,51313

)25;250(

Capítulo 6 Diseño de Equipos


CAPITULO 6

DISEÑO DE EQUIPOS



6 DISEÑO DE EQUIPOS Los cálculos de los equipos se desarrollaron aumentando el flujo en un 50%, de esta

manera se garantiza que los equipos sean los adecuados para un aumento en la alimentación a la planta.

6.1 Acumulador de Carga

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

alimentado el pitch que es la corriente de alimentación a la planta, proveniente de los

estanques acumuladores de Topping o de los mismos fondos de las torres de vacío.

Tenemos que considerar que el acumulador de carga, mirado desde el punto de vista del

diseño cumple una gran importancia, dado que este equipo nos permitirá soportar los up-set

(imprevistos) de las plantas de proceso de las cuales podrá en algún instante estar alimentada

la unidad. Permitiendo con ello llegar a detener la unidad en forma rápida, pero normal, si es

que no se retomarán las condiciones normales en un tiempo que en el diseño del equipo será

considerado.

Figura 6-44: Acumulador de carga



Características Acumulador

Tabla 6-1: Datos estructurales Acumulador

Volumen Acumulador m3 50

Volumen de Operación m3 36

Flujo de diseño m3/h 4.770

Flujo de operación m3/h 3.180

Tiempo de autonomía min 10

Diámetro Columna m 3

Altura m 7

Espesor Carcasa mm 6

Tipo Cabezal Toriesférico

Espesor Cabezal mm 6



6.2 Tren de Precalentamiento

C-3006 C-3009

Figura 6-45: Tren de Precalentamiento


Tabla 6-2: Propiedades y datos operacionales -3006

Carcasa Tubo

Producto Pitch Alimentado GOP

Flujo másico kg/h 204964,5 45.279,35

Flujo volumétrico m3/h 225,23 56,6

Capacidad Calorífica kcal/kgºC 0,6 0,672

Densidad kg/m3 910 800

Viscosidad cp 88 0,5

Conductividad Térmica kcal/hm2ºC 0,085 0,06

Pasos 2 12

Temperatura Entrada ºC 210 336

Temperatura Salida ºC 234 239

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

Calor intercambiado kcal/h 2.951.488,8

Área de Transferencia de calor m2 361,62

Coeficiente de Transferencia de Calor kcal/h m2 ºC 146,47

Datos de Diseño.



Tabla 6-4: Datos estructurales C-3006

TUBOS CARCASA

Producto HCGO prod. Producto Pitch

Pasos 12 Pasos 2

Arreglo Cuadrado Diámetro m 1

Nº tubos 1.024 Velocidad m/s 0,33

Diámetro ext mm 19,05 ∆P Psi 2,4

BWG 16

Largo m 6,09

Velocidad m/s 1

∆Pt Psi 10


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

Carcasa Tubo


Flujo másico kg/h 204.964,5 219.858,11

Flujo volumétrico m3/h 227,74 293,14





Pasos 1 4



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

Calor intercambiado kcal/h 5.083.119,6

Áea de Transferencia de calor m2 421,81

Coeficiente de Transferencia de Calor kcal/h m2 ºC 170,88



Datos de diseño

Tabla 6-7: Datos estructurales C-3009

TUBOS CARCASA

Producto HCGO rec. Producto Pitch

Pasos 4 Pasos 1

Arreglo Cuadrado Diámetro m 1,143

Nº tubos 1180 Velocidad m/s 0,396

Diámetro ext mm 19,05 ∆Pc 5,33

BWG 16

Largo m 6,09

Velocidad m/s 1,41

∆Pt Psi 6

En el futuro la planta de Coker retardado ( Delayed Coker) se verá sujeta a una

expansión volumétrica, por lo tanto, es bien considerar, que los equipos, tanto rotatorios, como

estáticos deberán ser capaces de soportar esta mayor cantidad de flujo. Es por ello, que en el

diseño de equipos de intercambio de calor se privilegiará este punto (intercambio). Por esta

razón, que los intercambiadores de calor serán desarrollados para la carga sin expansión,

sacrificando en la segunda etapa (ampliación volumétrica), equipos rotatorios, tales como

algunas bombas centrífugas, que serán diseñadas para una potencia con la planta funcionando

a máxima capacidad, esto quiere decir, 1,5 veces el volumen original.

Por esta razón, la caída de presión de este intercambiador C-3009 sobrepasa un poco los

estándares recomendados.



6.3 Stripper

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

multicomponentes, con este método se determinó el número de platos teórico de la columna.

La eficiencia se determinó a través de la eficiencia de O’connel.

El diámetro se determinó según la velocidad de inundación según Sounders y Brown.

Para el diseño mecánico, la ecuación utilizada para el cálculo de los espesores es la ecuación

de ASME.

Figura 6-46: Stripper



Características del Equipo

Tabla 6-8: Propiedades Stripper

Lo Gnp+1 Lnp G1

Flujo másico kg/h 59916 1483,5 53383,5 8016

Flujo volumétrico m3/h 83,21 2602,63 72,14 3083,07


Presión kPa 55,9 60,8 137 55,9

Densidad kg/m3 720 0,57 740 2,6


Tensión Superficial dina/cm2 15,36 16,8

Tabla 6-9: Características de Diseño E-3002

Material SA 516-Gr60

Número de platos 4

Tipo de Plato Válvula

Espaciamiento platos mm 600

Diámetro Columna m 1,1

Altura m 5,8

Espesor carcasa mm 4





6.4 Absorbedor

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

multicomponentes, con este método se determinó el número de platos teórico de la columna.

La eficiencia se determinó a través de la eficiencia de O’connel.

El diámetro se determinó según la velocidad de inundación según Sounders y Brown.

Para el diseño mecánico, la ecuación utilizada para el cálculo de los espesores es la ecuación

de ASME.

Figura 6-47: Absorbedor E-3051

Características del Equipo



Tabla 6-10: Propiedades Absorbedor

Lo Gnp+1 Lnp G1

Flujo másico kg/h 103.231,5 22.981,5 108.354 14.229



Presión kPa 1337 1473 1371,95 1443,59

Densidad kg/m3 681 16,3 660 13,79



Tabla 6-11: Características de Diseño Absorbedor


Número de platos 30



Diámetro Columna m 1,6

Altura m 22,4






6.5 Sponge Absorber

El cálculo de este equipo se desarrolló de la misma manera que el absorbedor.

Tabla 6-12: Propiedades Sponge Absorber

Lo Gnp+1 Lnp G1

Flujo másico kg/h 46.152 13.557,7 47.685 12.025,5



Presión kPa 1425 1407

Densidad kg/m3 818 13,81 805 12,58



Tabla 6-13: Características de Diseño Sponge Absorber


Número de platos 25



Diámetro Columna m 1

Altura m 29






6.6 Columna De Destilación (Debutanizadora)

Figura 6-48: Debutanizadora Torre E-3053.



Tabla 6-14: Propiedades y datos de Operación

Alimentación Tope Fondo

Flujo Másico kg/h 75.589 5.313 70.276

Temperatura ºC 176 41 199

Presión kPa 1.468 1.041,5 1.113

Densidad kg/m3 550 500 540

Viscosidad cp 0,11 0,1 0,1

Cp kcal/kgºC 0,7 0,69 0,71

Tabla 6-15: Características de Diseño Debutanizadora


Altura m 30,2



Diámetro Sección rectificación m 1,4

Nº Platos Sección rectificación 19

Espesor carcasa Tope mm 16



Diámetro Sección stripping m 1,9

Nº Platos Fondo mm 19

Espesor Carcasa Fondo mm 20



6.7 Bombas

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

empresa de fluidos, es por esto motivo que las bombas en el proceso cumplen un rol

fundamental, para trasladar las corrientes a su destino.

A continuación se presentará las bombas requeridas para nuestro proceso.

Tabla 6-16: Bombas del proceso

Bombas m3/hra ∆H [m] Potencia [kw]

J-3001 180,2 94,67 70,49

J-3002 208,9 496,54 350,90

J-3003 20 269,37 21,24

J-3004 95,3 65,83 18,47

J-3006 57,7 118,11 24,96

J-3007 50,1 239,55 44,38

J-3008 54,6 144,94 27,64

J-3009 291,7 157,49 133,99

J-3010 68,9 10,5 2,85

J-3011 223,9 85,56 63,40

J-3013 14,2 75,69 8,09

J-3052 5 222,05 7,94

J-3053 155 67 25,88

J-3056 60,2 88,17 13,18



6.8 Horno

Se considerará un horno de 4 pasos y tubos de 108 mm (4 pulg) con 12,1 mm de espesor.

Tabla 6-17: Propiedades Carga al Horno

Carga Total

Flujo másico

kg/h

Fracción Másica

x ºAPI

Densidad kg/m3

Caudal m3/s

Caudal ft3/s

Carga fresca

136643 0,9243 5,42 1033,450 0,0367 1,297

Quench 11193 0,0757 17,09 952,285 0,00326 0,115

total 147836 1,0000 1026,822 0,04000 1,412

El horno se divide en 3 zonas:

• Zona Radiante.

• Zona de Choque.

• Zona Convectiva.

Zona Radiante

Tabla 6-18: Características de Diseño zona radiante

Calor Radiante kcal/h 21.470.982

Flux

Área de Tubo m2 0,02206

Velocidad másica de Tubo kg/s m2 1.861,4

Área total Transferencia m2 675,88

Área Transferencia de Tubo m2/tubo 9,039

n° tubos/paso 18



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

Largo total (m) 27,5

Largo efectivo (m) 26,8

Diámetro externo Do (mm) 108

Espesor (mm) 12,1

Espaciamiento entre tubos (Do) 2

Material (ASTM especificación) 9% Cr 1% Mo A213T9

Temp max sucio/limpio (°C) 634/553

Temperatura máxima metal (°C) 634

Zona de Choque

Tabla 6-20: Características de Diseño zona de choque

Calor de Choque kcal/h 3.507.935,12

Área libre tubo m2 11,58

Área Total m2 217,3

n° tubos 24

Zona Convectiva

Tabla 6-21: Características de tubos zona convectiva

Tubos aleteados

Aletas por metro 197

Altura de la aleta mm 25,4

Espesor de la aleta mm 1,5

Diámetro externo mm 108

Espesor del tubo mm 12,1

Conductividad térmica acero W/m K 65

Material. 9% Cr 1% Mo A213T9



Tabla 6-22: Características de Diseño zona convectiva

Calor Convectivo kcal/h

5.261.903

Área libre tubo m2 9,9684

Área Total m2 2.290,121

n° tubos 20

Capítulo 7 Control del Proceso


CAPITULO 7

CONTROL DEL PROCESO



7 CONTROL DEL PROCESO.

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

aspectos de un proceso. La tecnología, cada vez mayor, ha permitido disminuir

considerablemente la mano de obra, y su vez ha llevado a una mayor seguridad, tanto de las

personas como de las instalaciones. Las refinerías de petróleo no pueden quedar al margen de

estos avances, por lo que ha sido necesario, implementar equipos cada vez más sofisticados de

control, de tal forma de cumplir con los requerimientos impuestos por el mercado.

7.1 Control de Carga a la unidad.

7.1.1 Filosofía de Control

El acumulador de carga será el equipo que nos permitirá dar mayor estabilidad en la

alimentación, para ello será necesario incorporar los elementos de control que logren mantener

un nivel adecuado en todo momento. Estos equipos de control de nivel estarán ubicados aguas

arriba del acumulador de carga, constituidos por una válvula de control de nivel y los sensores

correspondientes en el acumulador. Si el nivel del acumulador varía, el sensor enviará una

señal ordenando a la válvula que se encuentra aguas arriba del acumulador, abrir o cerrar

dependiendo si el nivel baja o sube, respectivamente.

La carga fresca a la unidad será registrada aguas arriba de la entrada a la torre

fraccionadora, con el propósito de saber cuanta carga de pitch se ha procesado durante el día

(para efecto de balance volumétrico y como referencia de la carga que se controlará al horno).

El fondo de la torre fraccionadora servirá de acumulador de la carga al horno, es por ello, la

necesidad de contar con un control de nivel en el fondo de la fraccionadora, y con ello evitar la

caída de la carga al horno.



Figura 7-49: Control de Carga Unidad

7.1.2 Configuración de Control El pitch proveniente de la unidad de Topping o de estanque, ingresa al acumulador F-

3007, bajo control de nivel de éste. El LT-3007 actúa sobre el controlador de nivel (LC) y éste

sobre la válvula de control LV-3007, la cual abrirá si el nivel baja de un setting determinado.

La presión del equipo es controlada por medio de la presión de la torre, ya que se

encuentra interconectada con ésta por la línea de compensación.

Desde el fondo del acumulador, el pitch es succionado por la bomba de carga a la unidad

J-3001 y enviado al tren de precalentamiento a los intercambiadores C-3006 y C-3009 con

extracción de HCGO y reflujo de este mismo respectivamente.

El flujo de carga a la unidad es censado en el FT-3001, luego pasa por la válvula de control

de flujo la cual es controlada por el controlador de flujo FC-3001, este último es controlado

por medio de un lazo de control a través del transmisor de nivel de fondo de la torre (LT-

3001), dando con esto estabilidad al nivel de fondo y con esto autonomía a la carga del horno.



7.2 Control de Carga al Horno

7.2.1 Filosofía de Control del Horno

El horno es uno de los equipos más delicados desde el punto de vista operacional y

también costoso al tomar en cuenta la inversión.

El control se hace necesario para evitar sobrecalentamientos en los tubos e inestabilidad,

que pudiese interferir provocando menores tiempos de operación, haciendo más costosa la

mantención de este equipo. Es por ello, la necesidad de mantener un control sobre la carga por

coil y un control sobre los combustibles. La carga al horno será distribuida de manera

proporcional por los 4 coil del horno, de esta manera se mantendrá una buena distribución en

cada uno de los pasos, y así darle mayor protección a los tubos manteniendo los combustibles

parejos en cada celda.

Figura 7-50: Control Carga al Horno

7.2.2 Configuración de Control del Horno.

El pitch es succionado por la bomba de fondo de la torre fraccionadora y enviado al

horno por 4 coils, cuyo control de flujo funciona en forma independiente, o controlado en

forma automática por el FX-3001, al cual se le fijará una carga que será aproximadamente



1,15 veces la carga fresca a la unidad, censada en el FI-3001.

El FX-3001 recibe la señal de flujo y la envía en forma proporcional a los FYXs que

fraccionarán la corriente de la manera más equitativa posible por los 4 coils. Estos FYXs

3001(A/B/C/D) enviarán una señal al controlador de flujo y mandará a abrir las válvulas

correspondientes (FC-3001 A/B/C/D). El horno esta diseñado para ser capaz de funcionar con

un coil fuera de servicio, y para ello se hace necesario desenlazar el FX-3001 y controlar el

flujo en forma manual por los FCs de cada coil.

El control de temperatura del horno es censado a la salida de cada coil por los TC-3001

A/B/C/D, los que envían una señal al controlador respectivo de fuel gas (combustible de

horno) FC-3000, el que abrirá si la temperatura de la corriente de salida baja o cerrará si ésta

sube. Existe una válvula de seguridad XV-3000, la que bloqueará el combustible en caso de

cualquier problema, tanto de temperatura, flujo o presión del sistema.

7.3 Control de Tope de torre Fraccionadora E-3001 7.3.1 Filosofía de Control de Tope

El propósito de control en el tope será mantener una presión estable en la columna, esto

se logra extrayendo los gases incondensables que pudiesen provocar aumento en la presión de

ésta.

Por otra parte, se necesita extraer producto nafta en especificación, esto se consigue

manteniendo una temperatura estable en el tope, por lo tanto, se requiere un volumen de

reflujo adecuado a una temperatura lo menos variable posible.

Los vapores de tope serán enfriados en un condensador e ingresarán a un acumulador de

tope, desde este punto los gases incondensables serán extraídos por medio de un compresor de

doble etapa. Y los líquidos una parte se enviarán como reflujo para mantener la temperatura

del tope, y la otra como extracción para dar estabilidad al nivel del acumulador.



Figura 7-51: Control de tope fraccionadora

7.3.2 Configuración de Control de Tope

Los vapores de tope son enviados al C-3004 (condensador de tope), para ser

condensados, entrando al acumulador de tope F-3008. Este equipo posee 3 fases: una de

aguas, una de producto (nafta) y otra de gases. Las aguas ácidas salen por la bota del F-3008,

siendo succionadas por la bomba J-3005 y enviadas bajo control de nivel LC-3008B en

cascada sobre el controlador de flujo FC-3008B para ser enviadas a tratamientos de aguas

ácidas.

La fase de producto (nafta) es succionada por la J-3003 y enviada bajo el control de

nivel LT-3008A en cascada sobre el FC-3008A y enviada al absorbedor de Nafta E-3051. Otra

fracción de la fase producto es succionado por la bomba J-3004 y enviado como reflujo de

tope bajo el control de temperatura del tope TC-3002, que actúa sobre el controlador de flujo

FC-3002. Un aumento en la temperatura del tope por sobre la temperatura del setting

provocará una abertura de la válvula enviando mayor cantidad de flujo para enfriar el tope.

La corriente de gases es succionada por el compresor de doble etapa J-3051 el que retira

permanentemente los gases y los envía a tratamiento. El control de presión es censado por el

PT-3008 y enviado al controlador de presión PC-3008, este a su vez gobierna las válvulas de



rango dividido PY-3008 A/B, la A estará normalmente abierta y la B estar normalmente

cerrada. Cualquier problema o una caída en el compresor, que llegase a provocar una

disminución de la eficiencia u otra anormalidad que sea causal de un aumento de la presión del

sistema, provocarán la abertura de la PV-3008B y aliviará la presión a la antorcha. Las etapas

del compresor a su vez, están protegidas por el sistema anti-surge control, que recirculará parte

del gas si así fuese necesario.

7.4 Control de Stripper y flujo intermedio.

7.4.1 Filosofía de Control La implementación de un sistema de control adecuado en las extracciones laterales, tanto la del

diesel como la de HCGO, se hace necesario para:

Mantener un nivel en el plato colector, de esta forma evitar que el plato se seque y así conservar

un reflujo interno constante en la torre.

Se debe considerar, proteger los equipos rotatorios, esto es referido a las bombas tanto de reflujo

como de extracción, de ahí la necesidad de mantener un nivel constante en los stripper.

También es de suma importancia controlar el perfil térmico de la columna, esto se consigue,

manteniendo un reflujo sobre el plato de extracción a una temperatura y flujo adecuado.

Por otra parte es necesario evitar que partículas de carbón asciendan a niveles superiores de la

columna de destilación y con esto provocar obstrucciones que conlleven a un mal fraccionamiento. La

solución se logra con un reflujo interno impulsado a presión bajo el colector de HCGO, directamente

por sobre la zona flash de la torre. Se explicará el control del HCGO y que es el más representativo.



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

7.4.2 Configuración de Control

El HCGO es enviado bajo control de nivel (LV-3003), desde el plato de extracción de la

torre fraccionadora E-3001 hacia el stripper E-3003. Este LV controla el nivel del plato

extracción, ya que si el plato se seca la torre perdería el perfil térmico en la zona media.

Del stripper E-3003 salen dos corrientes, una de gases que retorna a la torre E-3001 y la

otra es la extracción de HCGO que es controlada bajo control de nivel del fondo del stripper

(LT-3003B), el que actúa sobre el FC-3003B y sobre la válvula de control FV-3003B (control

en cascada). Aguas arriba de la válvula LV-3003, directamente desde el plato de extracción de

la torre (plato de extracción total), es succionada por la bomba J-3009, la corriente tanto de

reflujo de HCGO como el lavado caliente de la torre. El lavado constituye el reflujo interno de

la torre y esta controlado bajo control de temperatura (TC-3003), el que actúa sobre el

controlador de flujo FC-3003 el flujo es censado por el transmisor de flujo FT-3003 A.

Por otra parte, el reflujo intermedio bajo control de flujo controlado por el FC-3003 y

por la válvula de control FV-3003, luego entrega parte de su calor al pitch en el

intercambiador C-3009, y posteriormente entregará parte de su calor en un generador de vapor

C-3010. La corriente de reflujo posee un control de temperatura para así evitar la inestabilidad

térmica de la zona media de la torre, este control actúa sobre el TC-3003 que a su vez actúa

sobre un juego de válvulas que by pasean en parte el HCGO hacia la caldera (válvulas TV-

3003 A/B). Por último entrega parte de su calor en el reboiler de la debutanizadora E-3053, al



que entra bajo control de temperatura censado en la zona inferior de la torre E-3053, enviando

una señal a la válvula de control TC-3053 que limita el flujo de HCGO al reboiler, por otra

parte, el by pass del reboiler es controlado por un PDC-3061 que actúa sobre la PDV-3061,

esto tiene por finalidad evitar la variación de la corriente de reflujo intermedio.

Capítulo 8 Evaluación Económica


CAPITULO 8

EVALUACIÓN ECONÓMICA



8 EVALUACIÓN ECONÓMICA

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

una evaluación económica de ésta. La inversión, esta relacionada con la implementación y los

costos de operación inicial.

La inversión total de la planta se compone principalmente de:

• Inversión Fija Total de Planta

• Capital de Trabajo.

La inversión Fija se constituye de todas las inversiones y gastos necesarios para la

instalación de la planta, es decir, gastos de terrenos, equipos, cañerías, aislamiento, montaje,

ingeniería, administración, etc.

Para la inversión fija de la planta es necesario conocer el valor de los equipos que van a

operar en ella. Esta determinación se realizará según bibliografía especificada para eso. Para

llevar los costos al valor actual se desarrollará el método de costos indexados.

El capital de trabajo esta compuesto por todos los gastos requeridos para que una vez

instalada la planta, ésta quede en condiciones de operar, es decir, gastos como pago de

sueldos, materias primas e insumos. Todo gasto operacional para un tiempo determinado.

Para la determinación de la inversión se considerará el método de Lang y Chilton, el

cual en base a factores que se aplican al valor de los equipos de procesos se determinan los

costos de una planta industrial. Por esta razón, que es necesario conocer los valores de los

equipos llevados al valor presente.

8.1 Costo Equipos.

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

el tema (Peters&Timmerhaus).



Tabla 8-1 Costo de los Equipos

Equipos Cantidad Valor US$

Aero refrigerantes 8 288.000

Intercambiadores de calor 9 177.070

Bombas 30 2.281.000

Columnas de platos 8 2.221.720

Acumuladores 6 520.800

Coque Drums 2 1.100.000

Compresor 1 1.500.000

Horno 1 3.000.000

TOTAL 11.088.580 Costo FOB total equipos: 11.088.580 [US$] (Anexo B, página 220)

CIF=FOB*1,1(1,1+0,05)

CIF=FOB*1,265

Por lo tanto, el valor total de los equipos en valor CIF: 14.027.054 [US$]

Este valor esta tomado según gráficos del 2002 para llevarlos a valor presente se

desarrollará el método de costos indexados para plantas químicas.

Índice 2002 (ip): 1.096,7

Índice 2006 (io): 1.374,1

00 i

iCC p

p ⋅=

[ ]$066.575.177,096.1

1,374.1*054.027.14 UStotalCosto ==

8.2 Inversión

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

cual se basa en la multiplicación del costo del equipamiento base por un factor. De esta

manera se puede lograr una buena estimación del valor del costo de la inversión.



La inversión se divide en:

• Capital Fijo Directo.

• Capital Fijo Indirecto.

• Capital de Trabajo.

También es necesario considerar gastos de puesta en marcha, ya que frecuentemente es

necesario realizar cambios para que la planta opere a su máxima capacidad de diseño. Al igual

que es necesario considerar gastos en capacitación al personal.

Estos gastos de puesta en marcha serán un 15% de la inversión en capital fijo de la planta.

Estimación por Método de Lang y Chilton

Tabla 8-2: Método de Lang

Item CAPITAL FIJO DIRECTO ( Depreciable) US $

1 Costo de los equipos actualizados 17.575.066

2 Costo equipos instalados (40% más costo de los equipos) 24.605.092

3 Cañerías de proceso (60% costo equipos instalados) 14.763.055

4 Instrumentación (20% costo equipos instalados) 4.921.018

5 Aislación (25% costo cañerías de proceso) 3.690.764

6 Pinturas y terminaciones (2% costo equipos instalados) 492.102

7 Instalaciones eléctricas (11% costo equipos instalados) 2.706.560

8 Instalaciones de Vapor 245.041

9 Instalaciones de Agua 4.655

10 Edificios (400 m2 a US$528) 211.200

11 Total capital Fijo Directo de la Planta (valor depreciable) 51.639.487

Item CAPITAL FIJO INDIRECTOS (No depreciables) US $

12 Preparación del terreno (10% costos equipos sin instalar) 1.757.507

13 Ingeniería (13,5% total capital fijo planta) 13.997.270

14 Honorarios Contratistas (10% Capital fijo Planta) 10.368.348

15 Imprevistos y Contingencias (25% Capital fijo Planta) 25.920.871

16 Total Capital Fijo Indirecto 52.043.996

17 Total Capital Fijo de la Planta 103.683.483



18 Capital de Trabajo (15% Capital de Inversión) 18.297.085

19 Puesta en Marcha (15% Capital fijo Planta) 15.552.522

20 Total Capital de Inversión 137.533.090

8.3 Costo Total Del Producto.

El costo total del producto corresponde a todos aquellos gastos necesarios desde el

punto de partida de la fabricación del producto en la planta hasta su colocación en el mercado.

El costo total del producto de divide en dos:

• Costo de Producción.

• Gastos Generales de la Empresa.

Costo de Producción

Los costos de producción se dividen en 3:

• Costos Directos de Producción o costos variables.

• Costos Indirectos de Producción o costos fijos.

• Gastos Generales de Planta.

8.3.1 Costos Directos de Producción

8.3.1.1 Personal de Planta:

Se considerarán 5 operadores por turno, un jefe de terreno, un operador jefe y un jefe

de planta. La planta consta de 4 turnos por lo tanto:

Tabla 8-3: Costo personal de Planta

Descripción Cantidad US$

Operadores 20 413.002

Jefe Terreno 4 137.667

Operador Jefe 4 183.556

Jefe de Planta 1 45.889

Total 29 780.115



8.3.1.2 Supervisión

La cantidad de la supervisión está directamente relacionada con el personal de planta.

El costo de la supervisión directa en promedio corresponde al 15% del costo personal de

planta.

8.3.1.3 Servicios Generales

Son los costos de los suministros de Plantas, tales como vapor, electricidad, agua, etc.

Los valores de los servicios fueron sacados de Peters y Timmerhaus (tabla 6-14).

Tabla 8-4: Servicios Generales

Servicio Ton/año US$/ton US$

Vapor de Media 23.897,28 24,65 589.067,95

Vapor de Alta 90.070,32 26,56 2.392.267,7

Electricidad 14.163.168 0,059 835.626,9

Agua de Alta 20.667,76 0,62 12.814,011

Agua de Proceso 246.604,95 0,007 1.726,23

Agua de Refrigeración 692.040 0,021 14.532,84

Total 3.846.035,65

8.3.1.4 Mantenimiento y Reparación

Estos gastos incluyen los costos del personal, materiales y supervisión.

El costo de este ítem se considerará como el 10% del costo físico de la planta.

8.3.1.5 Suministro de Operación

Se consideran aquellos que no pueden ser considerados como materias primas, tales

como solventes, lubricantes, etc. El costo de los suministros se considerara como un 15% del

costo de Mantención y Reparación.



8.3.1.6 Gastos de Laboratorio

Estos gastos están relacionados con el control de la operación y control de calidad de

los productos. La determinación de este costo es de un 20% del costo del personal de planta.

8.3.2 Costos Indirectos de Producción

Son costos asociados a la planta que están siempre presentes aunque la planta esta

parada. Estos costos incluyen seguros, impuestos, arriendos, etc. Los costos indirectos pueden

ser considerados como 15% del costo total del producto.

8.3.3 Gastos Generales de Planta

Este gasto tiene relación directa con la operación de la planta, y se estima entre el 60%

de los costos de personal, mantención y supervisión.

8.3.4 Gastos Generales de Empresa.

Los gastos generales de Empresa son todos aquellos gastos fuera de la operación,

necesarios para llevar el producto al mercado. Se incluye aquí los gastos de distribución y

ventas. Este ítem no será considerado ya que nuestros productos son materias primas para

otras plantas de proceso.

Tabla 8-5: Costo total del Producto.

Costos Directos 13.852.409

Personal de Planta 780.115

Supervisión 117.017

Servicios Generales 3.846.036

Mantenimiento y Reparación 7.785.407

Suministro de Operación 1.167.811

Gastos de Laboratorio 156.023

Costos Indirectos 3.363.870

Gastos Generales de Planta 5.209.523

Total 22.425.802



8.4 Ingresos

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

llegar a generar millonarias pérdidas o definitivamente la pérdida total de la inversión.

En el negocio petrolero ha sido de mucha importancia la incorporación de software,

tales como el ASSAY que puede estimar el comportamiento de distintos crudos en una

refinería específica. También es trascendental tener una buena base de datos del

comportamiento de las plantas de proceso al ser sometidas a distintas alimentaciones. Un

acertado trabajo en esto, nos permitirá decidir, el invertir o no en proyecto.

A continuación se analizará la refinería, primero como se comporta en la actualidad y

luego con la incorporación de la planta Coker. Esto nos permitirá determinar (por medio del

rendimiento volumétrico) la diferencia en producción, que es uno de los puntos importantes,

junto con la incorporación en forma definitiva de canastas de crudos más económicos. Es

necesario, mantener una gran preocupación en este último punto. Pues este es uno de los

puntos de mayor importancia a la hora de invertir en esta planta de proceso. En ambos casos se

adquirirá el mismo volumen de materia prima (crudo) puesto que el proceso coker se

incorporará al proceso existente y es independiente de la capacidad de refinación instalada.

Rendimiento sin la incorporación de la planta Coker.

Tabla 8-6: Materias primas

Crudo Proceso actual Proceso actual más Coker

°API 30,43 26,12

Flujo m3 17.000 17.000

Otras

Gas Oil m3 698 -328

Pitch m3 1755



Tabla 8-7: Producción

Producto Proceso actual s/c Proceso actual c/c Coker

LPG m3/d 255 161 244

Gasolina m3/d 2713 2713

Nafta m3/d 4147 2974 483

Diesel m3/d 4747 4442 990

Gas oil m3/d 5242 5527 798

Coker (ton)/d 1.022

La evaluación se hará en base a la diferencia en la producción como en la adquisición

de crudo, puesto que esta es una planta complementaria al proceso.

Tabla 8-8: Costos de productos

Producto Terminados Sin tratamiento

LPG US$/m3 370 250

Gasolina US$/m3 420 320

Nafta US$/m3 431 430

Diesel US$/m3 544 430

Gas oil US$/m3 454 360

Pitch US$/m3 380

Coker US$/ (ton) 0

El costo de los productos sin tratamiento es necesario debido a que los productos del

Coker no son tratados.

Tabla 8-9: Diferencia de ingresos mensuales (US$) por concepto de productos

Producto Proceso actual s/c Proceso actual c/c Coker

LPG 2.830.500 1.787.100 1.830.000

Nafta 53.620.710 38.453.820 4.636.800

Diesel 77.468.656 72.491.056 12.771.000

Gas oil 71.396.040 75.277.740 8.618.400

Gas oil compra -9.506.760

Pitch compra -20.007.000

Coker 0

Totales 195.809.146 168.002.716 27.856.200



Como fue analizado anteriormente (Gráfico 2-15) la diferencia del costo de los crudos

según el °API de estos, es el motivo por el cual se hace interesante el desarrollo de la

inversión. Lo interesante de esto es determinar cuanto más económico resulta comprar el

mismo volumen de crudo, pero con menor °API, en el fondo crudo más pesado. El costo en

US$ por barril de crudo es de aproximadamente 0,763.

Tabla 8-10: Economía por concepto de compra de crudo

Diferencia en °API 4,31

Costo en US$/°API bbl 0,763

Alimentación bbl/d 106.927

Ahorro diario US$ 351.637

Ahorro por año US$ 126.587.492

Ahora podremos determinar el ingreso global.

Tabla 8-11: Ingreso global.

Descripción

Diferencia por concepto de productos 597.240

Diferencia por concepto de compra de crudo 126.587.492

Total US$D/año 127.184.732



8.5 Flujo de Caja

Depreciación:

Se desarrolló el método de depreciación en línea recta para los costos depreciables de la

inversión.

Se asume que no hay valor de salvamento.

Por lo tanto, el valor de la depreciación será:

949.163.510

51.639.487 ==D [US$]

La tasa impositiva considerada es de un 17%.

Se realizará una serie de flujos de caja para un análisis de sensibilidad.

En el primer análisis se considerará un 50% de inversión en capital propio y un 50% de

préstamo. El interés será de un 10% y se considerarán cuotas iguales.



Flujo de Caja

Capital Propio: 50% inversión.

Préstamo: 50% inversión.

Interés: 10%

Valores en mUS$

Años 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 Inv. inicial 68.767 Ingresos 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 127.185 Costos 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 22.426 I. operacionales 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 104.759 Depreciacion 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 Intereses 6.877 6.445 5.971 5.448 4.874 4.242 3.548 2.783 1.942 1.017 Renta gravable 92.718 93.150 93.624 94.147 94.721 95.353 96.047 96.812 97.653 98.578 Impuestos 15.762 15.835 15.916 16.005 16.103 16.210 16.328 16.458 16.601 16.758 Depreciación 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 5.164 Amortización 4.315 4.746 5.221 5.743 6.317 6.949 7.644 8.408 9.249 10.174 Cap. de trabajo 18.297 18.297 FCN -87.064 77.805 77.732 77.651 77.563 77.465 77.358 77.239 77.109 76.967 95.106

VAN= 168.749 mUS$

TIR= 89,14%

IVAN= 2,45

Capítulo 9 Conclusiones


8.6 Análisis de Sensibilidad

8.6.1 Financiamiento

Se realizó un análisis de sensibilidad a las distintas posibilidades de financiamiento

para la inversión, esto es, los distintos porcentajes de capital propio a tener.

Tabla 8-12: Capital Propio v/s TIR

Capital propio TIR

100 55,8

80 64,9

60 78,9

50 89,1

40 103,2

20 156,6

020406080

100120140160180

0 20 40 60 80 100 120

Capital Propio

TIR

Gráfico 8-53: Análisis Capital Propio

Como se ve en el gráfico anterior a medida que disminuye el capital propio la inversión

se hace más rentable, ya que el TIR aumenta.



8.6.2 Variación °API

Análisis de Sensibilidad según los ºAPI. Determinaremos la diferencia de precios por

variación de ºAPI, con respecto al ºAPI del crudo que se procesa actualmente.

Como referencia se tomará un crudo con 31ºAPI.

Tabla 8-13: Variación ºAPI v/s TIR

Variación ºAPI TIR

0

1 -10,92

2 21,55

3 51,87

4 80,40

5 108,55

6 136,60

7 164,62

8 192,64

0

2

4

6

8

10

-50 0 50 100 150 200 250

TIR

US

$/ºA

PI

TIR

TMAR

Análisis de Sensibilidad a la variación °API

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



Como se puede apreciar en el gráfico anterior, a medida que aumenta la diferencia

entre el los ºAPI procesados actualmente y los ºAPI futuros a procesar con la planta coker,

más rentable se hace la inversión de esta planta.

8.6.3 Variación precios por °API (US$/°API)

Es importante realizar un análisis de sensibilidad de la variación del precio del crudo

por grado API.

Tabla 8-14: Variación US$/°API v/s TIR

Variación US$/ºAPI TIR

0,25 -0,3

0,3 11,0

0,35 20,8

0,4 29,8

0,45 38,4

0,5 46,8

0,55 55,0

0,6 63,1

0,65 71,1

0,7 79,1

0,75 87,1

0,8 95,0



Variación US$/ªAPI v/s TIR

0

0,2

0,4

0,6

0,8

1

-20 0 20 40 60 80 100

TIR

US

$/ªA

PI

TIR

TMAR

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

Se puede concluir que el análisis más significativo es el costo barril ºAPI, puesto que

los crudos procesados siempre tendrán un rango de los grados API definido, manejable por la

empresa, no así el precio del barril de crudo.



CAPITULO 9

CONCLUSIONES



9 CONCLUSIONES

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

hidrocarburos pesados para su posterior incorporación a una refinería. Las plantas que fueron

analizadas son las siguientes: Visbreaking, Hidrocracking, Cracking Catalítico y Coker.

Producto de un estudio realizado a estas plantas llegamos a la conclusión de que la que

aportaba los mayores rendimientos de conversión era la Planta de Coker, llegando a un

rendimiento de casi un 70%. Una de las características más importantes de esta planta es que

se alimenta con pitch. El pitch es producto de fondo de topping, por esta razón, esta planta nos

da la oportunidad de la compra de crudo a menor costo, ya que un crudo más pesado, con

menor grado API, produce más fondo, el cual puede ser procesado en la Planta de Coker y de

esta manera conseguir un ahorro considerable en la compra de crudos.

Respecto al diseño de los equipos y a pesar de la dificultad en la obtención de datos de

proceso, fue posible realizar el diseño de los equipos más representativos, los que se

aproximaron bastante a la bibliografía existente para este tipo de plantas. Desde el punto de

vista de diseño mecánico la Debutanizadora E-3053 fue uno de los equipos de mayor

complejidad, ya que se consideraron dos diámetros diferentes para su diseño, lo que dificultó

los análisis de esfuerzos. El Horno B-3001 también presento complicaciones tanto en el diseño

como en la estimación del número de tubos requeridos, ya que existe escasa información sobre

este tipo de equipos.

De la evaluación económica se puede concluir que una Planta de Coker para el

procesamiento de Hidrocarburos es muy rentable, esto si se considera la compra de crudos

más pesados. Los crudos mas pesados tienen menores ° API y un precio de compra

considerablemente mas bajo, por lo que a mayor diferencia de ° API mayor será la

rentabilidad. Actualmente se procesan crudos de aproximadamente 31º API y según el análisis

de sensibilidad realizado, se originan ganancia a partir de una diferencia de 3° API hacia

delante. Lo que hace atractivo desde el punto de vista económico la inversión en una Planta de

Coker.



de crudo más pesados con altos contenidos de fondos, hacen que la implementación de un

planta de coker, la cual procesa la mayor cantidad de fondos es una inversión muy beneficiosa.

ANEXO A

Diseño de Equipos

Anexo A Anexo Diseño de Equipos


A. DISEÑO DE EQUIPOS Acumulador

Tabla A-1: Datos Estructurales

Material SA 283

Densidad material 7.850 kg/m3

Esfuerzo Admisible 4.218,4 kg/cm2

Máximo Esf adm. 889,39 kg/cm2

Factor Soldadura 0,9

Factor corrosión 3

Determinación de espesores

Tope de columna.

Datos de operación:

Tabla A-2: Datos Operacionales Acumulador

Presión de operación kg/cm2 0,7

Presión hidrostática kg/cm2 0,51

Presión total kg/cm2 1,21

Diámetro Radio Interno mm 3.000

Radio Interno mm 1.500

Cálculo de espesor de carcasa por teoría ASME.

PEadm

rPt i

⋅−⋅⋅=

6,0σ Ec (A.1.1)

mmt

t

C

C

627,5327,2

27,221,1*6,09,0*39,889

1500*21,1

≈=+=

=−

=



Espesor de Cabezal Toriesférico.

Tabla A-3: Datos Cabezal

+=

icr

LM 3*

4

1 Ec (A.1.2)

PEFadm

MLPtCB *2,0**2

**

−= Ec (A.1.3)

66,1150

000.23*

4

1 =

+=M

[ ]mmtCB 5,221.,1*2,09,0*39,889*2

66,1*000.2*21,1 =−

=

[ ]mmtCB 65,535,2 ≈=+= Estandarizado

Análisis de Esfuerzos

• Esfuerzos por operación.

Tabla A-4: Datos diseño de Tope

Presión 1,1866 bar

H 7 m

do 3.012 mm

ro 1506 mm

ri 1500 mm

t-C 3 mm

)(*4

*

Ct

doPfx

−= Ec (A.1.4)

Le mm 2.000

Sf mm 114,3

Icr mm 150



[ ]barfx 29810*4

1426*826,10 ==

• Esfuerzos por cargas muertas:

Carcasa

gxrrWc io ***)(* 22 ρπ −= Ec (A.1.5)

[ ]NxxWc *98,358.4*8,9*850.7*)5,1506,1(* 22 =−= π

Masa carcasa: 3.113,57 [kg].

hgfc **ρ=

Ec (A.1.6)

[ ][ ]barxfc

Paxxfc

*769,0

*930.76*8,9*850.7

===

Cabezal:

icrSfdo

doDeq *3

2*2

42+++= Ec (A.1.7)

[ ]mmDeq 31,412.3150*3

23,114*2

42

012.3012.3 =+++=

4

**** 2 gtDeqWcab CB ρπ= Ec (A.1.8)

[ ]NWcab 41,220.44

8,9*850.7*006,0*412,3* 2 == π

Masa cabezal: 430,74 [kg]

)(** Ctdo

Wcabfcab

−=

π Ec (A.1.9)

[ ]Pafcab 78,671.148003.0*012,3*

41,220.4 ==π

[ ]barfcab 1486,0=



Aislante:

Tabla A-5: Datos de Aislante

Material Silicato

Densidad 275 kg/m3

Espesor 127 mm

aoa tdd *2+= Ec (A.1.10)

[ ]mmd a 3266127*2012.3 =+=

gaxtadaWa ***** ρπ= Ec (A.1.11)

[ ]NxxWa *79,3511*8,9*275*127,0*266,3* == π

Masa aislante: 2.508,42 [kg]

)(** Ctdo

Wafa

−=

π Ec (A.1.12)

[ ]Paxx

fa *32,709.123003,0*012,3*

*79,511.3 ==π

[ ]barxfa *1237,0=

Accesorios:

Tabla A-6: Cargas Muertas

Diámetro Plataforma 5,4 m

Diámetro Interno 3,4 m

Masa por superficie 171 kg/m2

Masa lineal con cierre 37 kg/m

Largo Escala 8 m



( )4

*:

22io dd

PlataformaÁrea−π

Ec (A.1.13)

[ ]222

82,134

)4,34,5(*mAPLAT =−= π

Masa Plataforma: 13,82*171=2.363,22 [kg]

Escaleras:

Masa lineal escalera: 37 [kg/m]

Masa total accesorios: masa plataforma + masa escalera

Masa Accesorios: 2.363,22 + 37*8 = 2.659,22 [kg]

Wac: 2.363,22*9,8 + 37*9,8*x = 23.159,55 + 362,6*x [N]

)(** Ctdo

Wacfac

−=

π Ec (A.1.14)

[ ]Paxx

fac *26,773.12838.815003,0*012.3*

*6,36255,159.23 +=+=π

[ ]barxfac *12773,0158,8 +=

Total Esfuerzos por Cargas Muertas (Peso Muerto)

faccfafcbfcf PM +++= Ec (A.1.15)

xxxf PM *12773,0158,8*1237,01486,0*769,0 ++++=

Superior

3,4 5,4

Plataforma



[ ]barxf PM 3066,8*04743,1 +=

Masa total peso muerto: 8.712,46 [kg]

Esfuerzos por viento

Tabla A-7: Datos de Viento

Vv 100 km/hra

Vv 54 mi/hra

B 29,92 pulg Hg

Fs 0,6

Fh 1

FhFsvB

Pw ***30

*004,0 2= Ec (A.1.16)

==

22 979,61*6,0*54*

30

92,29*004,0

pie

lbfPw

[ ]PaPw 04,334=

)(**

**2

2

ctro

xdefPwfw

−=

π Ec (A.1.17)

hubieselassicañeríasdediametrostadodef ++= *2

[ ]mmdef 266.3=

[ ]Paxx

fw 22

2

*96,25518003,0*506,1**2

*266,3*04,334 ==π

[ ]barxfw 2*25518,0=

• Esfuerzos por Sismo

Tabla A-8: Periodo zona sismica

T < 0,4 0,4>T<1 T>1

C Zona 3 0,2 0,08/T 0,08



trE

HwT

o

T

**

*3

4

= Ec (A.1.18)

Masa total de columna: 8712,46 [kg]

TH

totalMasalinealmasaw ::

==m

kgw 64,1244

7

46,8712

037,0003,0*506,1*10*07,2

7*64,1244311

4

==T

2,0=C

22

2

***

)3

(***

htro

xhxWC

fsπ

−= Ec (A.1.19)

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

3222

2

*48,434.5*1,124.1147*003,0*506,1*

37**11,382.85*2,0

xx

xx

fs −=

−=

π

32 *05434,0*11412,1 xxfs −=

Determinación de controlante para altura total:

[ ]barfw 5,127*25518,0 2 ==

[ ]barfs 95,357*05434,07*11412,1 32 =−=

fs> fw Por lo tanto, Esfuerzo controlante es el sismo



Diseño Intercambiador de Calor C-3006

Tabla A-9: Datos de Corrientes

Carcasa Tubo


Flujo másico kg/h 204964,5 ?

Flujo volumétrico m3/h 225,23





Pasos 2 12



Coeficiente de Transferencia de Calor de Tabla Ud: 146,47 [kcal/h m2 C] (30 [Btu/h pie2ºF])

(Anexo C Tabla C-1)

Tabla A-10: Datos de Tubos

Largo tubos Lt 20 pie 6,096 m

A de tr (at)2 0,1963 pie2/pie 0,05983224 m2/m

A de fl x tb 0,302 pie2 0,0001948383 m2

Diámetro ext 0,75 pulg 0,01905 m

Pt 1 pulg 0,0254 m

Diámetro int 0,62 pulg 0,015748 m

Arreglo Cuadrado

Balance de energía.

2 Datos de tubos Anexo C Tabla C-3



)( 111 TcpmQ ∆⋅⋅= Ec (A.2.1)

)()( 222111 TcpmTcpm ∆⋅⋅=∆⋅⋅

=−=h

kcalQ 8,488.951.2)210234(*6,0*5,964.204

( )

=∆

=h

kg

Tcp

Qm 35,279.45

* 222

∆∆

∆−∆=∆

2'

1'ln

2'1'

T

T

TTTLMDT Ec (A.2.2)

21

21

tt

TTR

−−= Ec (A.2.3)

11

12

tT

ttS

−−= Ec (A.2.4)

R= 0,247

S= 0,77

De Gráfica de factor de corrección de LMDT: Ft=0.953

Ecuación de diseño.

3 Tabla de anexo C Gráfico C-3

CTLMDT º04,58=∆

∆T1

∆T2



TUdAQ ∆⋅⋅= Ec (A.2.5) FtTLMDTUd

QA

⋅∆⋅= Ec (A.2.6)

[ ]262,361 mA =

atL

ATubosN

⋅=º Ec (A.2.7)

21,991º =tubosN Ec (A.2.7)

Nº tubos4=1.024

[ ]2m58,733=realA Ec (A.2.6)

Ds= 0,9906 [m]

FtTLMDTAreal

QUd

⋅∆⋅= Ec (A.2.8)

⋅⋅=

Cmh

kcalrealUd

º8,144

2

Análisis por tubo:

Velocidad por tubo:

pitchsgat

mv

ρ⋅⋅= Ec (A.2.9)

n

afttNat

⋅= º Ec (A.2.10)

[ ]201662,0 mat = Ec (A.2.10)

=s

mvt 1 Ec (A.2.9)

Cálculo de hio:

Los cálculos de los coeficientes de transferencia de calor tanto de tubos como de carcasa se

realizarán en unidades de sistema internacional.

3

18.042.212027.0

⋅⋅⋅

⋅⋅⋅⋅⋅=k

cpvDi

De

khio

µµρ

Ec (A.2.11)

4 Nº tubos tabla ……anexo C Tabla C-2



⋅⋅=

Cmh

kcalhio

º716,957

2

Análisis para la carcasa.

Velocidad por carcasa.

[ ]2188,0 mPt

BcDsas =⋅⋅= Ec (A.2.12)

00635,0=−= DePtc Ec (A.2.13)

B= 0,762 [m]

=⋅⋅

=s

m

sgas

mv

agua

33,0ρ

Ec (A.2.14)

Calculo de ho:

3

155.042.21236.0

⋅⋅⋅

⋅⋅⋅⋅⋅=k

cpvDeq

Deq

kho

µµ

ρ Ec (A.2.15)

Diámetro Equivalente para arreglo cuadrado:

( )do

doPtDeq

⋅

⋅−⋅=

ππ 44

22

Ec (A.2.16)

[ ]lg947,0 puDeq = Ec (A.2.16)

⋅⋅=

Fpieh

Btuho

º277,50

2 Ec (A.2.15)

⋅⋅=

Fpieh

Btuhio

º15,196

2



⋅⋅=

Cmh

kcalho

º47,245

2

hohioUc

111 += Ec (A.2.17)

⋅⋅=

Cmh

kcalUc

º39,195

2

Factor de ensuciamiento:

⋅⋅=−=kcal

Cmh

UcUdRd

º0019,0

11 2

Ec (A.2.18)

Caída de Presión:

Tubos:

sgDi

GtnLfPt

⋅⋅⋅⋅⋅⋅=∆

10

2

1022,5 Ec (A.2.19)

at

mGt = Ec (A.2.20)

⋅⋅=∆

g

v

sg

n

2

4Pr

2

Ec (A.2.21)

Pr∆+∆=∆ PtPtotal Ec (A.2.22)

35,825.23Re =

⋅⋅=µρ vDi

Ec (A.2.23)

00022,0=f 5

=∆

261,7

pie

lbfPt Ec (A.2.19)

g

v

2

2

=0,04 (Anexo C Gráfico C-5)

=∆

24,2Pr

pie

lbf Ec (A.2.21)

[ ]psiPtotal 10=∆ Ec (A.2.22)

5 Buscar en anexo C Gráfico C-3



Carcasa

sgDeq

DsnGsfPc

⋅⋅⋅⋅+⋅⋅=∆

10

2

1022.5

)1( Ec (A.2.24)

B

Ln

⋅=+ 121 Ec (A.2.25)

as

mGs = Ec

(A.2.26)

52,82Re =

⋅⋅=µρ vDi

Ec (A.2.23)

⋅=

hpie

lbGs

25,458.222 Ec (A.2.26)

007,0=f 6

81 =+n Ec (A.2.25)

[ ]psiPc 4,2=∆ Ec (A.2.24)

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



DEBUTANIZADORA E-3053

Desarrollo de Columna.

Tabla A-11: Condiciones Operacionales


Temperatura 173 55 199

Presión 15 11,04 11,34

Tabla A-12: Concentración componentes claves


lk nC4 0,025 0,1513 0,0053

hk C5 0,145 0,001 0,12 Componentes claves:

Clave ligero: normal butano, nC4. ftprom ααα ⋅= Ec (A.3.1)

Clave pesado: Pentano, C5. 45,262,2*29,2 ==promα

Tabla A-13: Volatilidades Relativas

Tope Fondo

Ki α Ki α Promedio

lk nC4 0,55 2,62 4,8 2,29 2,45

hk C5 0,21 1 2,1 1 1

Determinación Número mínimo de etapas según ecuación de Fenske:

Ec (A.3.2)

Por lo tanto el número mínimo de etapas teóricas es 9.

=)log(

*,

,*,log

minprom

xblkhkxd

hkxblkxd

Nα ( ) 096.9

446.2log

0053.0*001.0

12.0*1513.0log

min =

=N



Cálculo de Reflujo mínimo:

Ec (A.3.3)

Ec (A.3.4)

Determinación de θ:

0073.0

031.0*073.0

115.0

156.0*115.0

192.0

2.0*192.0

323.0

156.0*323.0

58.0

156.0*58.0

1

15.0*1

07.2

025.0*07.2

11.2

021.0*11.2

15.2

0064.0*15.2

38.3

0636.0*38.3

7.3

0253.0*7.3

15.6

00098.0*15.6

7.8

25.1*7.8 5

=−

+−

+−

+−

+−

+−

+−

+−

+−

+−

+−

+−

+−

−

θθθθ

θθθθθθθθθE

Reflujo mínimo: Rmin

Rm

E

+=−

+−

+−

+−

−+

−+

−+

−+

−+

−+

−+

−+

−

−

1073.0

001.0*073.0

115.0

001.0*115.0

192.0

001.0*192.0

323.0

001.0*323.0

58.0

001.0*58.0

1

001.0*1

07.2

1513.0*07.2

11.2

13.0*11.2

15.2

044.0*15.2

38.3

46.0*38.3

7.3

1835.0*7.3

15.6

0072.0*15.6

7.8

06.9*7.8 5

θθθθ

θθθθθθθθθ

Tabla A-14: Volatilidades Alimentación

Alimentacion

Ki α

lk nC4 2,7 2,08

hk C5 1,3 1

Reflujo mínimo debe estar entre los valores de volatilidades relativas de los claves ligero y

pesado en la alimentación.

De Ec (A.3.3) y Ec (A.3.4)

Rmrh

drxrh

qrh

frxrh

+=−

−=−

∑

∑

1*

1*

θαα

θαα



Tabla A-15: Reflujo mínimo.

θ Rm

0,0745 -0,042

0,1283 0,0133

0,2383 0,0623

0,399 0,137

0,742 0,334

1,627 1,68

Rm= 1,68

R= Rm*1,25 Ec (A.3.5)

R= 1,68*1,25= 2,1

Según método de Gilliland, ver coodernadas:

Eje x= 0,135

Interceptando con la curva eje y= 0.56

Número platos teóricos= 22

Cálculo de Eficiencia.

Tabla A-16: Propiedades Líquidas

Eficiencia de O’connel

Interceptar el eje x con la curva.

L

LPMmx

ρµ⋅⋅= Ec (A.3.6)

51014.4 −×=x

58,0=η

m 1,8

Pm [kg/kgmol] 115

µ [kg/m s] 0,00011

ρ [kg/m3] 550

1

min

+−=R

RRxeje

1

min

+−=N

NNyeje

221

956.0 =

+−= N

N

N



ηcosteóriPlatos

realesPlatos = Ec (A.3.7)

3858,0

22 ==realesPlatos

Número de platos reales: 38

Diámetro de columna.

Diámetro superior:

Datos cálculo densidad gas:

Tabla A-17: Propiedades de Gas Tope

Pseudocritica 4185,29 Kpa

Tseudocritica 382,77 K

Temperatura 328 K

Presión 1082,15 Kpa

Pm 48,9 Kg/Kgmol

R 8,314 (m3Pa)/(molK)

w 0,163

Cálculo de densidad de gas real:

TRZ

PmP

⋅⋅⋅=ρ Ec (A.3.8)

10 wZZZ += Ec (A.3.9) r

r

T

PBZ 11 = Ec (A.3.10)

r

r

T

PBZ 00 1+= Ec (A.3.11)

258,029,4185

36,1097 ===C

r P

PP Ec (A.3.12)

856,077,382

328 ===C

r T

TT Ec (A.3.13)



458,0856,0

422,0083,0

422,0083,0

6.16.10 −=−=−=

rTB Ec (A.3.14)

191,0856,0

172,0139,0

172,0139,0

2.42.41 −=−=−=

rTB Ec (A.3.15)

Ec (A.3.11)

( ) 057,0856,0

258,0*191,01 −=−=Z Ec (A.3.10)

( ) 85,0058,0*163,086,0 =−+=Z Ec (A.3.9)

Densidad de gas:

==3

76,22328*314,8*85,0

9,48*15,1082

m

Kgρ Ec (A.3.8)

Datos operacionales y factores:

Tabla A-18: Datos Operacionales y Factores

ρ liq 501 Kg/m3

L 25.189 Kg/hr

V 30.502 Kg/hr

σ 6,61 dinas/cm

f 0,85

Ff 1

Fha 1

l

gLV V

LF

ρρ

= Ec (A.3.16)

176,0501

76,22

502.30

189.25 ==LVF

86,0856,0

262,0458,010 =∗−=Z



Por gráfico de capacidad de arrastre de espumamiento por plato Fig…….

Espaciamiento 24”.

Cfs: 0,29 [pie/s]

Cfs: 0,088 [m/s]

STHAF FFFCfsC ***= Ec (A.3.17)

2.0

20

= σSTF Ec(A.3.18).

801,020

61,62,0

=

=STF

07,0801,0*1*1*088,0 ==C [m/s]

[ ]smCvg

gl 32,076,22

76,22501*07,0*

21

=−=

−=

ρρρ

Ec (A.3.19)

v = 1152 [m/hra]

( ) ( )108,0

9

1,0176,01,0

9

1,01,0 =−+=

−+= LV

t

d F

A

A Ec (A.3.20)

21

*)1(***

*4

−=

gtd AAvf

VDt

ρπ Ec (A.3.21)

[ ]mDt 397,176,22*)108,01(**152.1*85,0

502.30*4 21

=

−=

π

[ ]mDt 4,1≅

Diámetro inferior:

Tabla A-19: Propiedades Gas Fondo.



Pseudocritica Kpa 2.610,29

Tseudocritica K 555,37

Temperatura K 456

Presión Kpa 1.111,54

Pm Kg/kmol 74,6

R (m3Pa)/(molK) 8,314

w 0,001

Tabla A-20: Propiedades Fluido

ρ liq Kg/m3 519,5

L Kg/hr 109,132

V Kg/hr 38,856

σ dinas/cm 5,333

Tabla A-21: Factores

f 0,85

Ff 1

Fha 1

Tabla A-22: Resultados factores gas real

Bo -0,496 B1 -0,255 Z1 -0,132 Zo 0,743 w 0,001 Z 0,743

=3

43,29m

Kggρ

668,0=LVF Ec (3.16)

De tabla de seiderdsfdsdf



Cfs: 0,19 [pie/s]

Cfs: 0,058 [m/s]

767,020

333,52,0

=

=STF Ec (A.3.18)

C: 0,44 [m/s] Ec (A.3.17)

v: 0,181 [m/s] Ec (A.3.19)

v: 653 [m/hra]

163,0=t

d

A

A Ec (A.3.20)

Dt: 1,9 [m] Ec (A.3.21)

Diseño Mecánico y Análisis de Esfuerzos.

Tabla A-23: Datos estructurales Debuta

Material SA 283

Densidad material kg/m3 7.850

Esfuerzo Admisible kg/cm2 4.218,4

Máximo Esf adm. kg/cm2 889,39


Factor corrosión 3

Debido a que la torre E-3053 fue dividida en dos diámetros el diseño mecánico se

realizará en dos partes para el cálculo de los espesores, no así para la determinación de

esfuerzos que se harán con la torre completa.

Determinación de espesores

Tope de columna.




Tabla A-24: Datos de Columna Tope

Presión kg/cm2 11,04

Diámetro mm 1.400

Radio interno mm 700


mmt

t

C

C

1373,12373,9

73,904,11*6,09,0*39,889

700*04,11

≈=+=

=−

=

Ec (A.1.1)

Espesor de Cabezal Toriesférico.

Tabla A-25: Datos Cabezal

51,1150

400.13*

4

1 =

+=M Ec (A.1.2)

[ ]mmtCB 59,1404,11*2,09,0*39,889*2

51,1*400.1*04,11 =−

= Ec (A.1.3)

[ ]mmtCB 201859,17359,14 ≅≈=+= Estandarizado

Fondo de columna


Le mm 1.400

Sf mm 76,2

Icr mm 150



Tabla A-26: Datos Columna Fondo E-3053

Presión kg/cm2 11,44

Diámetro mm 1.900

Radio interno mm 950 Cálculo de espesor carcasa:

[ ]mmt 69,1344,11*6,09,0*39,889

950*44,11 =−

= Ec (A.1.1)

[ ]mmtC 201769,16369,13 ≅≈=+= Estandarizado

Análisis de Esfuerzos en el Tope

• Esfuerzos por operación.

Tabla A-27: Datos de Diseño Fondo E-3053

Presión bar 10,826

H m 12,5

do mm 1.426

ro mm 713

ri mm 700

t-C mm 10

[ ]barfx 9,38510*4

1426*826,10 == Ec (A.1.4)

Esfuerzos por cargas muertas:

Carcasa

[ ]NxxWc *47,439.4*8,9*850.7*)7,0713,0(* 22 =−= π Ec (A.1.5)

Masa carcasa: 5.662,59 [kg].



[ ]

[ ]barxfc

Paxxfc

*769,0

*930.76*8,9*850.7

===

Ec (A.1.6)

Cabezal:

[ ]mmDeq 35,712.1150*3

22,76*2

42

426.1426.1 =+++= Ec (A.1.7)

[ ]NWcab 8,541.34

8,9*850.7*02,0*712,1* 2 == π Ec (A.1.8)

Masa cabezal: 361,4 [kg]

[ ]Pafcab 6,059.79010.0*426,1*

8,541.3 ==π

Ec (A.1.9)

[ ]barfcab 7906,0=

Aislante:

Tabla A-28: Datos de Aislante E-3053

Material Silicato

Densidad kg/m3 275

Espesor mm 101,6

[ ]mmd a 2,16296,101*2426.1 =+= Ec (A.1.10)

[ ]NxxWa *45,1401*8,9*275*1016,0*6292,1* == π Ec (A.1.11)

Masa aislante: 1.787,56 [kg]

[ ]Paxx

fa *283.31010,0*426,1*

*45,401.1 ==π

Ec (A.1.12)



Accesorios:

Tabla A-29: Cargas Muertas Tope E-3053

Diámetro Superior m 3,6

Diámetro Inferior m 1,6

Masa por superficie kg/m2 171

Masa lineal con cierre kg/m 37

Largo Escala m 12,5

Peso por plato kg/m2 26

Número de Platos 19

Plataforma Superior

( )4

*:

22io dd

PlataformaÁrea−π

Ec (A.1.13)

[ ]222

168,84

)6,16,3(*mAPLAT =−= π

Masa Plataforma: 8,8168*171=1.396,75 [kg]

Superior

1,6 3,6

Plataforma

[ ]barxfa *3128,0=



Escaleras:


Platos:

[ ]22

54,14

4,1*: mAPLatos =π

Altura

platoporPesoNAlinealPeso

oPlatosPlatos **

: Ec (A.3.22)

=m

kglinealPeso 83,60

5,12

26*19*54,1:

Masa total accesorios: masa plataforma + masa escalera + masa platos.

Masa Accesorios: 1.396,75 + (37 + 60,83)*12,5 = 2.619 [kg]

Wac: 1.396,75*9,8 + (37 + 60,83)*9,8*x = 13.688,2 + 958,73*x [N]

[ ]Paxx

fac *400.21461.055.301,0*426,1*

*73,9582,688.13 +=+=π

Ec (A.1.14)

[ ]barxfac *214,00554,3 +=


faccfafcbfcf PM +++= Ec (A.1.15)

xxxf PM *214,00554,3*3128,07906,0*769,0 ++++=

[ ]barxf PM 846,3*2958,1 +=

Masa total peso muerto: 10.431,427 [kg]

Esfuerzos por viento

Tabla A-30: Datos viento E-3053

Vv km/hra 100

Vv mi/hra 54

B pulg Hg 29,92

Fs 0,6



0067,130

2,30

30=== TH

Fh Ec (A.3.23)

FhFsvB

Pw ***30

*004,0 2= Ec (A.1.16)

==

22 02,70067,1*6,0*54*

30

92,29*004,0

pie

lbfPw

[ ]PaPw 12,336=

hubieselassicañeríasdediametrostadodef ++= *2

[ ]mmdef 2,1629=

[ ]Paxx

fw 22

2

*8,141.1701,0*713,0**2

*629,1*12,336 ==π

Ec (A.1.17)

[ ]barxfw 2*17141,0=


Tabla A-31: Período Zona sísmica

T < 0,4 0,4>T<1 T>1 C Zona 3 0,2 0,08/T 0,08

Masa total de columna: 10.471,5[kg]

TH

totalMasalinealmasaw ::

==m

kgw 7,346

2,30

5,471.10

62,001,0*713,0*10*07,2

2,30*7,346311

4

==T Ec (A.1.18)



TC

08,0= Ec (A.3.24)

129,062,0

08,0 ==C

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

32

22

2

*94,302*7,446.272,30*01,0*713,0*

32,30**621.102*129,0

xx

xx

fs −=

−=

π Ec (A.1.19)

32 *00302,0*27446,0 xxfs −=


[ ]barfw 33,1562,30*17141,0 2 ==

[ ]barfs 137,1672,30*00302,02,30*27446,0 32 =−=


Análisis de Esfuerzo en el Fondo

• Esfuerzos por Operación

Tabla A-32: Datos diseño fondo

Presión bar 11,22

H m 17,7

do mm 1.940

ro mm 970

ri mm 950

t-C mm 17

[ ]barfx 32017*4

940.1*22,11 == Ec (A.1.4)



• Esfuerzos por cargas muertas

Carcasa:

( ) [ ]NxxWc *62,280.9*8,9*850.7*95,097,0* 22 =−= π Ec (A.1.5)

Masa carcasa: 16.761,9 [kg]

[ ]Paxxfc *930.76*8,9*850.7 == Ec (A.1.6)

[ ]barxfc *769,0=

Aislante:

Tabla A-33: Datos Aislante Fondo

Material Silicato

Densidad kg/m3 275

Espesor mm 101,6

[ ]mmd a 2,143.2= Ec (A.1.10)

[ ]NxxWa *42,843.1*8,9*275*1016,0*143,2* == π Ec (A.1.11)

Masa aislación: 3.329,7 [kg]

[ ]Paxx

fa *792.17017,0*94,1*

*42,843.1 ==π

Ec (A.1.12)

[ ]barxfa *17792,0=

Accesorios:

Tabla A-34: Datos cargas muertas fondo

Diámetro Superior m 4,1

Diámetro Inferior m 2,1

Masa por superficie kg/m2 171

Masa lineal con cierre kg/m 37

Largo Escala m 17,7

Peso por plato kg/m2 26

Número de Platos 19



Plataforma:

[ ]222

87,42*4

)1,21,4(*mAPLAT =−= π

Masa Plataforma: 4,87*171=832,77 [kg]

Escaleras:


Platos:

[ ]22

83,24

9,1*mAPLatos == π

==m

kglinealPeso 13,79

7,17

26*19*83,2

Masa Accesorios: 832,77 + (37 + 79,13)*17,7= 2.888,2 [kg]

Wac = 832,77*9,8 + (37 + 79,13)*9,8*x = 8.161 + 1.138*x [N]

[ ]Pax

fac 52,983.107,766.78017,0*94,1*

*138.1161.8 +=+=π

Ec (A.1.14)

[ ]barxfac *10983,07876,0 +=


xxxf PM *10983,07876,0*17792,0*769,0 +++=

[ ]barxf PM 7876,0*0807,1 += Ec (A.1.15)

Inferior

2,1 4,1

Plataforma



Masa total Fondo: 22.979,94 [kg]

Masa total columna: Masa Tope + Masa Fondo

Masa Total: 10.431,42 + 22.979,94 = 33.411,36[kg]

• Esfuerzos por viento

Tabla A-35: Datos para fw fondo

Fs 0,6

Fh 1

Pw 336,27 Pa

Def 2,143 m

[ ]

[ ]barxfw

Paxx

fw

2

22

2

*0717,0

*31,170.7017,0*97,0**2

*143,2*27,336

=

==π Ec (A.1.17)


1,110.12,30

1,525.33 ==w

536,0017,0*97,0*10*07,2

2,30*1,110.1211

4

==T Ec (A.1.18)

149,0536,0

08,0 ==C Ec (A.3.24)

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

[ ]Paxx

xx

fs 3222

2

*356*7,257.322,30*017,0*97,0*

32,30**546.328*149,0

−=

−=

π Ec (A.1.19)

[ ]barxxfs 32 *00356,0*32257,0 −=




[ ]barfw 4,652,30*0717,0 2 ==

[ ]barfs 14,1962,30*00356,02,30*32257,0 32 =−=


Análisis Combinados de Esfuerzos Equipo Operativo

El análisis combinado en la columna se hará por alturas considerando los distintos

diámetros.

A continuación se presenta una tabla con los valores de los esfuerzos de Operación, de

Esfuerzos por cargas muertas y esfuerzos por sismo.

σ adm 872,19 bar

E 0,9 EadmadmF *σ=

[ ]baradmF 97,7849,0*19,872 ==

Lado tensión:

fsfpmfxft +−=



Tabla A-36: Análisis de Esfuerzos Lado Tensión.

altura fx fpm fs ft F adm

0 385,77 3,85 0,00 381,92 784,97

1 385,77 5,14 0,27 380,90 784,97

2 385,77 6,44 1,10 380,43 784,97

3 385,77 7,73 2,47 380,50 784,97

4 385,77 9,03 4,38 381,12 784,97

5 385,77 10,33 6,85 382,29 784,97

6 385,77 11,62 9,86 384,01 784,97

7 385,77 12,92 13,42 386,27 784,97

8 385,77 14,22 17,53 389,09 784,97

9 385,77 15,51 22,19 392,45 784,97

10 385,77 16,81 27,39 396,36 784,97

11 385,77 18,10 33,15 400,81 784,97

12 385,77 19,40 39,45 405,82 784,97

13 319,90 11,18 54,48 363,20 784,97

14 319,90 12,24 63,19 370,85 784,97

15 319,90 13,30 72,54 379,14 784,97

16 319,90 14,35 82,53 388,08 784,97

17 319,90 15,41 93,17 397,66 784,97

18 319,90 16,47 104,45 407,89 784,97

19 319,90 17,53 116,38 418,76 784,97

20 319,90 18,58 128,95 430,27 784,97

21 319,90 19,64 142,17 442,43 784,97

22 319,90 20,70 156,03 455,24 784,97

23 319,90 21,75 170,54 468,69 784,97

24 319,90 22,81 185,69 482,78 784,97

25 319,90 23,87 201,49 497,52 784,97

26 319,90 24,92 217,93 512,91 784,97

27 319,90 25,98 235,01 528,93 784,97

28 319,90 27,04 252,74 545,61 784,97

29 319,90 28,10 271,12 562,93 784,97

30 319,90 29,15 290,14 580,89 784,97

31 319,90 30,21 309,81 599,50 784,97 Lado Compresión:

fsfpmfxfco −−=

or

t*10*5,1Timoshenko de Esfuerzo 6= Ec (A.3.25)



[ ]psi659,288.26950

17*10*1,5Timoshenko de Esfuerzo 6 ==

Yield Point (Yp) Acero= 30000 [psi]

El valor máximo para el máximo esfuerzo de compresión es un tercio del límite elástico.

[ ]psiYp 000.1030000*3

1== Ec (A.3.26)

Yp= 689,47 [bar]

Tabla A-37: Análisis de Esfuerzos Lado compresión

altura fx fpm fs fco F adm 0 385,77 3,85 0,00 381,92 784,97

1 385,77 5,14 0,27 380,35 784,97

2 385,77 6,44 1,10 378,23 784,97

3 385,77 7,73 2,47 375,57 784,97

4 385,77 9,03 4,38 372,36 784,97

5 385,77 10,33 6,85 368,59 784,97

6 385,77 11,62 9,86 364,28 784,97

7 385,77 12,92 13,42 359,43 784,97

8 385,77 14,22 17,53 354,02 784,97

9 385,77 15,51 22,19 348,07 784,97

10 385,77 16,81 27,39 341,57 784,97

11 385,77 18,10 33,15 334,52 784,97

12 385,77 19,40 39,45 326,92 784,97

13 319,90 11,18 54,48 254,24 784,97

14 319,90 12,24 63,19 244,48 784,97

15 319,90 13,30 72,54 234,07 784,97

16 319,90 14,35 82,53 223,02 784,97

17 319,90 15,41 93,17 211,32 784,97

18 319,90 16,47 104,45 198,98 784,97

19 319,90 17,53 116,38 186,00 784,97

20 319,90 18,58 128,95 172,37 784,97

21 319,90 19,64 142,17 158,09 784,97

22 319,90 20,70 156,03 143,17 784,97

23 319,90 21,75 170,54 127,61 784,97

24 319,90 22,81 185,69 111,40 784,97

25 319,90 23,87 201,49 94,55 784,97

26 319,90 24,92 217,93 77,05 784,97

27 319,90 25,98 235,01 58,91 784,97

28 319,90 27,04 252,74 40,12 784,97

29 319,90 28,10 271,12 20,69 784,97

30 319,90 29,15 290,14 0,61 784,97

31 319,90 30,21 309,81 -20,11 784,97



A continuación se presenta un gráfico que muestra el análisis de los esfuerzos tanto

para la parte superior como la parte inferior. Se puede apreciar un quiebre en el plato 13, ya

que es ahí donde se produce la diferencia de diámetros. Se puede apreciar que los esfuerzos

están dentro de los rangos permisibles tanto en el lado de tensión como de comprensión. Por lo

tanto, el diseño mecánico de la columna es adecuado.

-800,00

-600,00

-400,00

-200,00

0,00

200,00

400,00

600,00

800,00

1000,00

0 5 10 15 20 25 30

ft

fco

F adm

Yp

Gráfica 3.56 Análisis de esfuerzos Equipo Operativo

Análisis de Esfuerzos de Equipo no Operativo.

Lado tensión:

fpmfsft −=

Lado Compresión:

fsfpmfco −−=



Tabla A-38: Análisis Esfuerzos Equipo NO operativo

altura H ft fco F adm Yp

0 -3,85 -3,85 784,97 -689,66

1 -4,87 -5,42 784,97 -689,66

2 -5,34 -7,53 784,97 -689,66

3 -5,27 -10,20 784,97 -689,66

4 -4,65 -13,41 784,97 -689,66

5 -3,48 -17,18 784,97 -689,66

6 -1,76 -21,49 784,97 -689,66

7 0,50 -26,34 784,97 -689,66

8 3,32 -31,75 784,97 -689,66

9 6,68 -37,70 784,97 -689,66

10 10,59 -44,20 784,97 -689,66

11 15,04 -51,25 784,97 -689,66

12 20,05 -58,85 784,97 -689,66

13 43,30 -65,66 784,97 -689,66

14 50,95 -75,43 784,97 -689,66

15 59,24 -85,83 784,97 -689,66

16 68,17 -96,88 784,97 -689,66

17 77,76 -108,58 784,97 -689,66

18 87,98 -120,92 784,97 -689,66

19 98,85 -133,90 784,97 -689,66

20 110,37 -147,53 784,97 -689,66

21 122,53 -161,81 784,97 -689,66

22 135,33 -176,73 784,97 -689,66

23 148,78 -192,29 784,97 -689,66

24 162,88 -208,50 784,97 -689,66

25 177,62 -225,35 784,97 -689,66

26 193,00 -242,85 784,97 -689,66

27 209,03 -261,00 784,97 -689,66

28 225,71 -279,78 784,97 -689,66

29 243,02 -299,22 784,97 -689,66

30 260,99 -319,29 784,97 -689,66

31 279,60 -340,02 784,97 -689,66



Equipo No operativo

-800,00

-600,00

-400,00

-200,00

0,00

200,00

400,00

600,00

800,00

1000,00

-1 2 5 8 11 14 17 20 23 26 29 32

Altura m

Esf

uerz

os

ft

fco

F adm

Yp

Gráfica 3.2 Análisis de Esfuerzos equipo NO Operativo.

Como se puede apreciar en el gráfico anterior se ve que los esfuerzos de la torre E-

3053 esta dentro de los límites permitidos.



Reboiler

La columna E-3053 consta de un rebolier o rehervidor en el fondo, el que tiene como

objetivo proporcionar el calor necesario para vaporizar una parte de la corriente líquida del

fondo siendo inyectado nuevamente a la torre para permitir el intercambio en las etapas de

fraccionamiento.

Este reboiler proporciona una evaporación del 36% de la carga alimentada.

El calor es proporcionado por una corriente de gas oil pesado proveniente de la torre

fraccionadora.

Datos estructurales:

Tabla A-39: Propiedades Flujos Reboiler

Lado carcasa tubo

Producto fondo GOP

Flujo másico kg/h 109.132 128.986


Viscosidad cp 0,11 2

Calor Latente kcal/kg 51,98

Cp kcal/kg ºC 0,708 0,62

K kcal/m hra ºC 0,07 0,0643

Ud (tabla) Kcal/m2 hra ºC 244,12

Pasos 2 4



Tabla A-40: Temperaturas Reboiler

Fondo GOP

Tº de Entrada 183 266 ºC

Tº de Salida 199 225 ºC Considerando que el requerimiento de la planta es evaporar sólo un 36% de la carga.

)( 111 TcpmQ ∆⋅⋅= Ec (A.2.1)

=−=h

kcalQ 12,824.278.3)225266(*62,0*986.128

λ⋅+∆⋅⋅=∆⋅⋅ evTGOPGOP mTcpmTcpm )()( 221

( ) 98,51*36,0*183199*708,0*12,824.278.3 TT mm +−=

=hra

kgmT 146.109

[ ]CLn

TLMDT º53,53

183225

199266))183225(199266( =

−−

−−−=∆ Ec (A.2.2)

∆T1

∆T2



39,0266225

199183 =−−=R Ec (A.2.3) 4939,0

266183

266225 =−−=S Ec (A.2.4)

De Gráfica de factor de corrección de LMDT: Ft =0.98 (Anexo C Gráf. C-2) Ecuación de diseño.

TUdAQ ∆⋅⋅= Ec (3.48)

[ ]2026,256 mA = Ec (A.2.6)

atL

ATubosN

⋅=º Ec (A.2.7)

tubostubosN 94,701º =

Nº tubos reales: 718 (Anexo C Tabla C-2)

[ ]2m261,9=realA

[ ]lg33 putablaDs =

Ds: 0,8382 [m]

FtTLMDTAreal

QUd

⋅∆⋅= Ec (A.2.8)

⋅⋅=

Cmh

KcalrealUd

º66,238

2



Tabla A-41: Datos Tubos Reboiler Debuta

Sistema Inglés Sistema Internacional

Lt 20 pie 6,096 m

at7 0,1963 pulg 0,060 m

af 0,268 pulg2 0,000 m2

De 0,75 pulg 0,019 m

Pt 1 pulg 0,025 m

Di 0,584 pulg 0,015 m

B 56,5 pulg 1,435 m

Análisis por tubo: Velocidad por tubo:

[ ]2031,0 mat = Ec (A.2.10)

=s

mvt 443,1 Ec (A.2.9)

Cálculo de hio: El cálculo de los coeficientes de transferencia de calor se realizarán con unidades del sistema

inglés, por motivo de las constantes en las ecuaciones.

3

18,042,212027,0

⋅⋅⋅

⋅⋅⋅⋅⋅=k

cpvDi

De

khio

µµρ

Ec (A.2.11)

⋅⋅=

Fpieh

Btuhio

º246,107

2

Análisis para la carcasa. Velocidad por carcasa.

7 Datos de tubo Anexo C Tabla C-3

⋅⋅=

Cmh

Kcalhio

º62,523

2



[ ]215,0144

mPt

BcDsas =

⋅⋅⋅= Ec (A.2.12) 00635,0=−= DePtc Ec (A.2.13)

=⋅⋅

=s

m

sgas

mv 37754,0

ρ Ec (A.2.14)

Calculo de ho:

3

155,042,21236,0

⋅⋅⋅

⋅⋅⋅⋅⋅=k

cpvDeq

Deq

kho

µµ

ρ Ec (A.2.15)

[ ]mDeq 024,0= Ec (A.2.16)

⋅⋅=

Fpieh

Btuho

º122

2 Ec (A.2.15)

⋅⋅=

Cmh

Kcalho

º64,595

2

⋅⋅=

Cmh

KcalUc

º66,278

2 Ec (A.2.17)

Factor de ensuciamiento:

1

2 º0029,0

11−

⋅⋅=−=

Fpieh

Btu

UcUdRd Ec (3.61)

1

2 º0006,0

−

⋅⋅=

Cmh

KcalRd



Caída de Presión:

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

Sistema Internacional Sistema Inglés

Carcasa Tubo Unidades Carcasa Tubo Unidades

Masa 109.132 128.986 kg/h 240.090,4 283.769,2 lb/h

at 0,15 0,031 m2 1,618 0,334 pie2 Tubos:

[ ]2334,0 pieat = Ec (A.2.10)

⋅==

2608.849

334,0

2,2*128986

pieh

lbGt Ec (A.2.20)

29,562.8Re =

⋅⋅=µρ vDi

00028,0=f (Anexo C Gráfico C-3)

( )

=

⋅=∆

210 lg95,7

8,0*12584.0*1022,5

2^608.849*4*20*00028,0

pu

lbfPt Ec (A.2.19)

095,02

2

=

g

v (Anexo C Gráfico C-5)

( )

==∆

2lg9,1095,0*

8.0

4*4Pr

pu

lbf Ec (A.2.21)

[ ]psiPtotal 85,9=∆ Ec (A.2.22)

Carcasa

67,4021.4Re =

⋅⋅=µρ vDi



⋅==

226,342.148

618,1

4,090.240

pieh

lbGs Ec (A.2.26)

0016,0=f (Anexo C Gráfico C-4)

25,45,56

20*121 ==+n Ec (A.2.25)

[ ]psiPc 183,0543.0*947,0*10*22.5

33*25,4*2^26,342.148*0016,010

==∆ Ec (A.2.24)

Aero Refrigerantes

Tabla A-43: Datos Tubos Aero refrigerante

Tubos Sist. Inglés Sist. Internacional

Material A 334 Gr6

Det 1 plg 0,0254 m

Dit 0,782 plg 0,0198628 m

tt 0,109 plg 0,0027686 m

Pt1 2,625 plg 0,066675 m

nº aletas 11 App 433 Apm

af 0,479 plg2 0,00030903 m2

Tabla A-44: Datos Bandeja Aero refrigerantes

Tabla A-45: Datos Aletas

Aletas Sist. Inglés Sist. Internacional

Material Aluminio 1050

Dea 2,25 plg 0,05715 m

Bandeja Sist. Internacional

Largo (L) 10,75 m

Ancho (A) 3,28 m



radio 1,125 plg 0,028575 m

altura 0,625 plg 0,015875 m

Espesor (ta) 0,0157 plg 0,00039878 m

espaciado 0,075 plg 0,001905 m

k 117 Btu/h pieºF 174,042 kcal/h mºC

Tabla A-46: Propiedades de Gases

Gases Sist. Inglés Sist. Internacional

Flujo 30656 kg/hra 67245,32 lb

ρ 500 kg/m3 31,2 lb/pie3

µ 0,0932 cp 0,33552 kg/mh

K 0,0794 kcal/h m ºC 0,053 Btu/ h pie ºF

cp 0,69 Kcal/kg ºC 0,69 btu/lb ºF

calor latente 74 Kcal/kg 134 btu/lb

T1 (entrada) 55 ºC 131 ºF

T2 (salida) 41 ºC 105,8 ºF

Tabla A-47: Propiedades de Aire

Aire Sist. Inglés Sist Internacional

densidad 1,16 kg/m3 0,073 lb/pie3

cp 0,24 Kcal/kg ºC 0,24 btu/lb ºF

t1 (entrada) 27 ºC 80,6 ºF

t2 (salida) 38,6 ºC 101,48 ºF Cálculo de número de tubos:

tubosNt 482,4700667,0

0667,0*228,3 ≈=−=

48=Nt

( )

=+−=h

kcalCalor 96,680.564.274)4155(*69,0*656.30



Flujo de aire necesario:

=−

=h

kgFa 222.921

)276,38(*24,0

96,680.564.2

( )CTlmtd º17,15

2741

6,3855ln

)2741(6,3855 =

−−

−−−=∆ Ec (A.2.2)

414,02755

276,38 =−−=S Ec (A.2.4) 2,1

276,38

4155 =−

−=R Ec (A.2.3)

Ft: 0,93

Diámetro Equivalente:

( )Pp

AoAaDeqa *

*2

π+= Ec (A.3.27)

AnDetDeaAa º*2*)(*4

22 −= π Ec (A.3.28)

78,1433*2*)0254,005715,0(*4

22 =−= πAa

AntaDetDetAo º**** ππ −= Ec (A.3.29)

=−=

m

mAo

2

066,0433*000398,0*0254,0*0254,0* ππ

=+=+=

m

mAaAoAt

2

846,1066,078,1 Ec (A.3.30)

Perímetro Proyectado:

=+=

m

mPp

2

495,29433*015875,0*42

[ ]mDeqa 0399,0495,29*

)066,078,1(*2 =+=π

Ec (A.3.27)

Flujo de Aire:

LAntahaNtLDetNtbandejaAreaasa `*º***2*** −−= Ec (A.3.28)



[ ]2324,1975,10*433*000398,0*015875,0*2*4875,10*0254,0*4828,3*75,10 masa =−−=

⋅==

24,672.47

324,19

222.921

mh

kgGs Ec (A.2.12)

==s

mva 415,11

16,1*600.3

4,672.47 Ec (A.2.10)

Determinación de datos a temperatura media del aire 32,8ºC.

[ ]

⋅≈=

hm

kgcp 0648,0018,0µ (Anexo C Tabla C-4)

⋅⋅≈

⋅⋅=

Cmh

kcal

Fpieh

Btuk

º02083,0

º014,0 (Anexo C Tabla C-5)

8,353.290648,0

4,672.47*0399,0*Re ===

µGsDeq

De fig.16.18(a) de pag 635 Kern

jf=150 (Anexo C Gráfico C-7)

907,002083,0

0648,0*24,0* 31

31

=

=

k

cp µ

31

***

=k

cp

Deq

kjfhf

µ Ec (A.3.32)

⋅⋅==

Cmh

kcalhf

º03,71907,0*

0399,0

02083,0*150

Factor de obstrucción del aire, Tabla 12 kern

⋅⋅≈

⋅⋅=kcal

Chm

Btu

FhpieRd

º00041,0

º002,0

22



⋅⋅==

Cmh

kcalhdo

º439.2

00041,0

12

Ec (3.3.33)

⋅⋅=

+=

Cmh

kcalfh

º02,69

439.203,71

2439*03,71'

2 Ec (3.3.34)

Cálculo de Gases en tubos:

Nº de pasos por tubo: 2

[ ]200742,02

000309,0*48mat == Ec (A.2.10)

⋅==

2540.131.4

00742,0

656.30

mh

kgGt Ec (A.2.20)

≈

==s

pie

s

mvt 53,7296,2

500*600.3

540.131.4 Ec (A.2.9)

318,0

053,0

42,2*0932,0*69,0*

000672,0*0932,0*12

2,31*53,7*782,0*

1

12*053,0*027,0

=hio Ec (A.2.11)

⋅⋅≈

⋅⋅=

Cmh

kcal

Fpieh

Btuhio

º37,455.2

º7,502

22

Eficiencia de Aleta:

Eje abscisas x = (Anexo C Gráfico C-8)

Eje coordenadas y =

( ) ( ) 7086,0

200039878.0*042,174

02,69*0127,0028575,0 =−=x

( )byk

fhrbre

*

'*−

rb

re



25,20127,0

028575,0 ==y

Según Figura 16.13 (a)

8,0=Ω (Anexo C Gráfico C-8)

( )Ai

fhAoAffih

'*' +Ω= Ec (A.3.35)

==

m

mAi

2

0624,001986,0*π

( )

⋅⋅=+=

Cmh

kcalfih

º52,1650

0624,0

02,69*066,0782,1*8,0'

2

⋅⋅=

+=

Cmh

kcalUd

º03,987

37,455.252,650.1

37,455.2*52,650.12

Ec (A.2.17)

[ ]225,18493,0*17,15*03,987

96,680.564.2mA == Ec (A.2.6)

Superficie interior de banco (SIB): Nt*Ai*L

[ ]2198,3275,10*0624,0*48 mSIB ==

Número de bancos a usar: SIB

A

cos72,5198,32

24,184cosº banbanN ==

Número total de bancos a usar es de 6.

Caída de Presión:



FriccionalSuperficie

netolibreVolumenDev

*4= Ec (A.3.36)

( ) LtaAnDetDeaNtLDetNtPtALVLN **º**4

**2*2

1**

4**2*

2

1** 222

2 −−−= ππ

[ ]35914,1 mVLN = Ec (A.3.37)

LAtNtSf ***2*2

1= Ec (A.3.38)

[ ]2536,95275,10*846,1*48*2*2

1mSf ==

[ ] [ ]piemDev 0216,00066,0536,952

5914,1*4 ≈== Ec (A.3.36)

52,855.40648,0

0066,0*4,672.47Re ==

f = 0,0005

2

2

lgp

pie (Anexo C Gráfico C-7)

[ ] [ ]piemPtbannLp 137,13465,005775,0*6cos*º 2 ≈===

3982,00666,0

0066,04,04,0

2

=

=

Pt

Dev Ec (A.3.39)

1675,66

675,666,06,0

3

1 =

=

Pt

Pt Ec (3.3.40)

⋅≈

⋅=

22067,769.94,672.47

pieh

lb

mh

kgGs

4,0

210

2

***10*22,5

**

=∆

Pt

Dev

sgDev

LpGsfPs Ec (A.3.41)



=

=∆2

10

2

lg014,0

100016,1*0216,0*10*22.5

3982,0*137,1*9769*0005,0

p

lbPs

Caída de presión para los tubos:

De fig.26

f=0,00011

2

2

lgp

pie

⋅≈

⋅=

22846639540.131.4

pieh

lb

mh

kgGt

( )

==∆

210

2

lg27,3

1000500*782,0*10*22,5

12*2*27,35*846639*00011,0

p

lbPt Ec (A.2.19)



ABSORBEDOR

L 0

G 1

GNp+1

LNp+1

Figura A-57. Absorbedor

Cálculo de Número de Platos:

Método de Kremser Multicomponentes

11

1

1

'11

'

'00

1

'11

−−

−=

−+

+

+++

+NPE

ENPE

NPNPNP

np

A

AA

YGA

XL

Y

YY Ec (A.4.1)



t

v

P

Pm = Ec (A.4.2)

1

)1( 1'

++=

NP

NP

A

AAA Ec (A.4.3)

Gm

LA = Ec (A.4.4)

( )[ ] 5.025.01 5.01 −++= AAA NPE Ec (A.4.5)

Componente clave: Propano.

Tabla A-48: Constantes de Antoine Propano

A B C

Propano 15,726 1872,5 -25,16 Datos operacionales:

Presión total: 13,64 [Kg/cm2g]

Tabla A-49: Flujos molares Absorbedor

Flujos L0 G1 LNp+1 GNp+1

Kgmol/hra 950,96 556,1 1247,39 855,59

Cálculo de A1

Temperatura Tope: 50º C 323 K

Pv= 16,06 [kg/cm2g]

m1= 1,18 Ec (A.4.2)

45,118,1*1,556

96,9501 ==A Ec (A.4.4)

Cálculo de ANp

Temperatura Fondo: 41º C 314 K

Pv: 13,02 [kg/cm2g]

mNp= 0,954 Ec (A.4.2)

53,1954,0*59.855

39,247.1 ==NPA Ec (A.4.4)



48,1153,1

)145,1(*53,1' =

++=A Ec (A.4.3)

( )[ ] 5,15,025,0145,1*53,1 5,0 =−++=EA Ec (A.4.5)

Tabla A-50: Composición Propano

Composiciones C3

GNp+1 0,084

L1 0,0012

Asumiendo que se desea absorber la mayor cantidad de Propano en la corriente líquida, se

tiene que:

absY

YY

NP

np %1

'11 =

−

+

+

99,0084,0

'084,0 =−Y Y’=0,000924

Por lo tanto, el número de platos es:

15,1

5,15,1*

084,0*59,855*48,1

0012,0*96,9501

084,0

000924,0084,01

1

−−

−=−+

+

Np

Np

Ec (A.4.1)

Despejando la ecuación:

Np= 17,77 ≈ 18 Platos teóricos.

Cálculo de Eficiencia de Platos:


Datos de líquido:

Tabla A-51: Propiedades líquido Absorbedor

m 1,0657



Pm 101,07 kg/kgmol

µ 0,243 cp

µ 0,00024 [kg/m s]

ρ 681 [Kg/cm3]

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

510*79,3681

00024,0*07,101*0657,1 −==x Ec (A.3.6)

Por lo tanto, la eficiencia es de 60% según gráfico.

PlatosalesPlatosN 3060,0

18:Reº =

Diámetro de Columna

El diámetro de columna del Absorbedor E-3051 esta considerado para una posible expansión

volumétrica de hasta un 50% más de carga.

Tabla A-52: Propiedades Gas E-3051

Pseudocritica 5.158 Kpa

Tseudocritica 277,65 K

Temperatura 313,5 K

Presión 1472,96 Kpa

Pm 26,86 Kg/Kgmol

R 8,314 (m3Pa)/(molK)

w 0,06

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

Tr 1,129 Ec (A.3.13)

Pr 0,28 Ec (A.3.12)



Bo -0,2644 Ec (A.3.14)

B1 0,035 Ec (A.3.15)

Z1 0,009 Ec (A.3.10)

Zo 0,933 Ec (A.3.11)

9337,0009,0*06,0933,0 =+=z Ec (A.3.9)

==3

25,165,313*314,8*9337,0

86,26*96,1472

m

kggρ Ec (A.3.8)


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

Tabla A-55: Resultados cálculo diámetro

Flv 0,69 Ec(A.3.16)

Cst 0,16 pie/s Fig 6,24

Cst 0,048 m/s

Fst 0,968 Ec(A.3.18)

C 0,0472 m/s Ec(A.3.17)

vf 0,3 m/s Ec(A.3.19)

vf 1.086,74 m/hra

ρ liq 681 Kg/m3

L 98.925 Kg/hr

V 22.982 Kg/hr

σ 17 dinas/cm

f 0,8

Ff 1

Fha 1



Ad/At 0,162 Ec(A.3.20)

[ ]mDt 6,1572,125,16*)162,01(**74,086.1*8,0

982.22*45,0

≈=

−=

π Ec (A.3.21)

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

Diseño Mecánico

Tabla A-56: Datos estructurales E-3051

Material SA 516 Gr60





Factor corrosión 3

Tabla A-57: Datos Columna E-3051

Presión 14,7 kg/cm2

Diámetro 1.600 mm

Radio interno 800 mm

Espesor de Carcasa:

[ ]mmtC 85,147,14*6,09,0*39,889

800*7,14 =−

= Ec (A.1.1)

1885,17385,14 ≈=+=Ct

Espesor estandarizado [ ]mm20≈



Espesor de Cabezal:

Tabla A-58: Datos Cabezal E-3051

56,1150

600.13*

4

1 =

+=M Ec (A.1.2)

[ ]mmtCB 237,14*2,09,0*39,889*2

56,1*600.1*7,14 =−

= Ec (A.1.3)

[ ]mmtCB 26323 =+=

Espesor Estandarizado 30 [mm]

L 1.600 mm

Sf 76,2 mm

icr 150 mm



STRIPPER

Figura A-58. Stripper

Tabla A-59: Propiedades corrientes E-3002

Lo Gnp+1 Lnp G1

Flujo másico kg/h 59916 1483,5 53383,5 8016

Flujo Volumétrico m3/h 55,5 1735,1 48,1 2055,4


Presión 60,8 55,9

Densidad kg/m3 720 0,57 740 2,6




Cálculo número de platos:

Método de Kremser Multicomponentes

11

1

1

00'

'11

'0

''0

−−⋅

−=

−+

+++

npE

EnpEnpnpnp

S

SS

XLS

YG

X

XX Ec (A.5.1)

L

Gm

AS == 1

Ec (A.5.2)

[ ] 5.025.0)1( 5.01 −++= npE SSS Ec (A.5.3)

Componente clave: Decano.

Tabla A-60: Constantes de Antoine Decano

A B C

Decano 13,9899 3452,22 -78,8993

Datos operacionales:

Presión total: 0,57 [Kg/cm2g]

Tabla A-61: Flujos Molares Stripper E-3002

Flujos L0 G1 LNp+1 GNp+1

Kgmol/hra 298,5 123 258 82,5

Cálculo de S1

Temperatura Tope: 207º C 480 K

Pv= 1,186 [kg/cm2g]

m1= 2,08 Ec (A.4.2)

857,05.298

123*08,21 ==S Ec (A.5.2)



Cálculo de SNp

Temperatura Fondo: 343º C 616 K

Pv: 18,59 [kg/cm2g]

mNp= 32,615 Ec (A.4.2)

429,10258

5,82*615,32 ==NPS Ec (A.5.2)

( )[ ] 67,25,025,01429,10*857,0 5,0 =−++=ES Ec (A.5.3)

Composición decano en corriente líquida de entrada al stripper:

X0=0,176

Los requerimientos de la planta Coker asume una desorción del 90%

desorciónX

XX NP %'0

''0 =

−

9,0176,0

176,0 '

=− NPX

X’NP= 0,0176

Considerando que la desorción es realizada con vapor y 01 =+Npy , la expresión la ecuación de

número de platos se reduce a:

167,2

67,267,2

176,0

0176,0176,01

1

−−=−

+

+

Np

Np

Despejando la ecuación:

Np= 1.927 ≈ 2 Platos teóricos.

Cálculo de Eficiencia de Platos:




Tabla A-62: Datos Líquido eficiencia E-3002

m 17,34

Pm 200 kg/kgmol

µ 0.31 cp

µ 0,00031 kg/m s

ρ 720 Kg/cm3

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

x=0,0015 Ec (A.3.6)

Por lo tanto, la eficiencia es de 60% según gráfico.

PlatosalesPlatosN 434,36,0

2:Reº ≈=

Diámetro de Columna

Datos cálculo densidad gas:

=3

57,0m

kggasρ


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

ρ liq 720 Kg/m3

L 59.916 Kg/hr

V 1.483,5 Kg/hr

σ 15,36 dinas/cm

f 0,75

Ff 1

Fha 1



Tabla A-64: Resultados cálculos diámetro E-3002

Flv 1,13 Ec (A.3.16)

Cst 0,13 pie/s Fig 6,24

Cst 0,0396 m/s

Fst 0,9485 Ec (A.3.18)

C 0,0375 m/s Ec (A.3.17)

vf 1,33 m/s Ec (A.3.19)

vf 15746,39 m/hra

Ad/At 0,215 Ec(A.3.20)

[ ]mDt 1,1095,157,0*)215.01(**39,746.15*75,0

5,483.1*45,0

≈=

−=

π Ec (A.3.21)

Diseño mecánico

Tabla A-65: Datos estructurales stripper

Material S.A-516 Gr.60





Factor corrosión 3



Determinación de espesores:

Tabla A-66: Datos columna E-3002

Presión 0,6 kg/cm2

Diámetro 1.100 mm

Radio interno 550 mm


41,06,0*6,09,0*39,889

550*6,0 =−

=Ct Ec (A.1.1)

mmtC 441,3341,0 ≈=+=

Cálculo de Cabezal:

Tabla A-67: Datos Cabezal E-3002

L 1.000 mm

Sf 114.3 mm

icr 100 mm

54,1100

000.13*

4

1 =

+=M Ec (A.1.2)

[ ]mmtCB 577,06,0*2,09,0*39,889*2

54,1*000.1*6,0 =−

= Ec (A.1.3)

[ ]mmtCB 4577,33577,0 ≈=+=



BOMBAS

Se desarrollará el cálculo de la bomba J-3001, esta bomba es la lleva la carga fresca desde el

estanque acumulador hasta la torre fraccionadora.

Bs

Bd

1

2

Figura A-59: Esquema de Bombas

Tabla A-68: Propiedades Fluido circulante J-3001

Flujo 0,0501 m3/s

ρ 910 kg/m3

µ 0,0885 Kg/m*s

η 0,5

Tabla A-69: Datos Succión Bomba Tabla A-70: Datos Descarga Bomba

nominal 10 pulg

Ǿ interno 10,02 pulg

Ǿ interno 0,254508 m

P1 59820,57 Pa

Z1 0,5 m

Para las pérdidas por cañerías, es necesario determinar el largo equivalente,

correspondiente a los accesorios que tiene la línea, ya sean válvulas, codos, T, etc.

Ǿ nominal 8 pulg

Ǿ interno 7,981 pulg

Ǿ interno 0,2027174 m

P2 823758,6 Pa

Z2 4,5 m



Succión de la Bomba:

Tabla A-71: Accesorios de Succión

Accesorios nº/mt pie Total

Cañería 17 55,76 55,76

Codo 90º 7 25 175

Codo 45º 1 24 24

T 1 54 54

Válvula Comp 1 6 6

Válvula chek 0 0

Total L 314,76 pie

Largo equivalente de succión total 314,76 [pie].

Leq= 95,934 [m]

[ ]22

0508,04

2545,0*mSucciónArea == π

==s

mvs 986,0

0508,0

0501,0

25,580.20885,0

910*986,0*2545,0Re ==s

De Fig. 8.6 determinación de rugosidad relativa.

00017,0=D

ε

De fig. 8.5

04,0=f

Ec ()

cg

v

D

Lfhf

2

2

=



[ ]mhf 707,08,9*2*2545,0

986,0*934,98*038,0

2

==

Descarga de la Bomba:

Tabla A-72: Accesorios de Descarga

Accesorios nº/mt pie Total

Cañería 100 328 328

Codo 90º 14 20 280

T 1 43 43

Válvula Comp 2 4,8 9,6

Válvula chek 1 49 49

Total L 709,6 pie

Largo equivalente de descarga total 709,6 [pie]

Leq= 216,28 [m]

[ ]22

0322,04

2027,0*arg maDescArea == π

==s

mvd 55,1

0322,0

0501,0

230.30885,0

910*2027,0*55,1Re ==

De fig. 8.6 e/D

0002,0=D

ε

04,0=f

[ ]mhf 23,58,9*2*2027,0

55,1*28,216*04,0

2

==

Balance de Energía:



DD

ss

hfBB

hfBB

+=+=

2

1

DS

SD

hfhfZgc

gZ

gc

g

gc

vvPPH

BBHw

++−+−

+−

=∆

−=∆=−

12

21

2212

2*ρ

ηρ gQH

Pot***∆=

[ ]mH 67,9423,5707,05,05,38,9*2

986,055,1

910*8,9

57,820.596,758.823 22

=++−+−+−=∆

Eficiencia de la Bomba: 60%

[ ]KwPot 49,701000*6,0

8,9*910*501,0*67,94 ==



HORNO

El horno de procesos, integrado a una industria petroquímica, debería ser considerado

sin exageraciones, como el corazón de ella. Debido a esto es que se deben extremar los

cuidados hacia él, tanto en la operación normal, como en situaciones de emergencia, de tal

manera que podamos prolongar al máximo su disponibilidad operativa.

El horno es el equipo encargado de suministrar la energía necesaria para efectuar el

proceso productivo o de conversión para el cual fue diseñado.

En el caso de la Unidad de Coker, el horno, entrega energía calórica al flujo de carga

que pasa por sus coils, manifestándose como un incremento considerable de temperatura

(271ºC a 504ºC). Siendo esta última temperatura la necesaria para producir la vaporización de

hidrocarburos ligeros y la conversión a coque en cámaras especiales diseñadas para ello.

comb 25ºC aire T1T3

T4

T2

271ºC

504ºC

T2

T0

Damper

zona convectiva

zona espejo o de choque

Zona radiante

Figura A-60: Horno de Coker

T5



Esta entrega de energía se realiza principalmente en dos zonas del horno, una es la

zona de convección del horno, donde se le entrega aproximadamente el 30% del de total de

calor requerido por la carga, aprovechando el calor de los gases de combustión y de esta forma

aumentando su temperatura hasta aproximadamente 360°C.

Es en la zona de radiación donde el flujo de carga recibe la mayor cantidad de energía,

aproximadamente el 70%, viéndose esto reflejado en un fuerte incremento de la temperatura

llegando hasta 505 ºC en la salida del efluente en el horno.

En esta zona se produce una transferencia de calor hacia la carga principalmente por radiación,

pero también interiormente en los tubos se transmite calor por conducción y convección.

Diseño.

El diseño de un horno de procesos, si bien tiene mucho de conocimientos teóricos, es

fundamental el conocimiento práctico. La forma de este dependerá en gran parte del tipo de

fluido, las condiciones de operación, como también lo que a futuro llegará a procesar, esto

último tiene relación con el servicio que pudiese llegar a cumplir este equipo a mediano plazo,

ya que los mercados actuales son muy cambiantes, es por ello que muchas veces los diseños,

consideran rangos de alimentación variables o se diseña para mas de un tipo de combustible,

siempre considerando que la tendencia mundial es a la utilización de combustibles limpios.

Según el combustible del que se dispondrá, dependerá la masa de combustible requerida para

llegar a entregar el calor necesario.

Es necesario tomar en cuenta que el tipo de carga (pitch), requiere ser calentada en

forma uniforme, pues de lo contrario, nos encontraríamos ante posibles puntos de

calentamiento, es por esta razón que se hace necesario el diseño de un horno tipo “A” con sus

coils dispuestos en forma horizontal. En esta disposición el flujo de producto entra en la parte

superior y el aumento en la temperatura se realiza en forma paulatina y siempre en contra

corriente a los gases de combustión.

Con el propósito de obtener la mayor eficiencia es necesario considerar un

precalentador de aire ya que este eleva la temperatura del aire aprovechando la corriente de los

gases de combustión a la salida de la chimenea.



En el proceso de diseño lo primero que debemos determinar será, la composición del

fuel gas disponible en refinería.

Características del combustible (fuel gas de refinería).

Tomando como base de cálculo 100 kmol de fuel gás.

Tabla A-73: Consideraciones Horno.

Peso Molecular del Aire 28,85

Exceso de aire de combustión % 20,00

Constante universal de gases (R) kcal/(kmol K) 1,978

Base de cálculo de flue gas (kgmol/hra) 100

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

Compuesto MW % molar Masa kg PCI kcal/kg Energía kcal

H2 2,02 49,90 100,80 28571,88 2879988,29

N2 28,014 4,67 130,83 ---------- --------

CO 28,01 0,20 5,60 2407,07 13484,42

CH4 16,04 17,10 274,28 11924,60 3270726,30

C2H6 30,07 14,40 433,01 11324,19 4903466,60

C3H8 44,11 7,13 314,50 11043,27 3473154,78

C4H10 58,14 6,60 383,72 10897,03 4181452,89

1642,75 18722273,28

fueldekg

kcal

totalmasa

totalEnergíacombdekgporEnergía 9.11396

75.1642

28.18722273 ===

Para lograr una buena combustión según las siguientes reacciones según los distintos

componentes del fuel gas, se considerará un exceso de aire de un 20%.

OHOH 222 2

1 →+ 222

1COOCO →+



OHCOOCH 2224 22 +→+ OHCOOHC 22262 322

7 +→+

OHCOOHC 22283 435 +→+ OHCOOHC 222104 542

13 +→+

Tabla A-75: Estequiometría de las reacciones de combustión

Reacción O2 esteq O2 entra O2 sale N2 sale CO2 sale H2O sale

H2 24,95 29,94 4,99 112,63 0,00 49,9

CO 0,1 0,12 0,02 0,45 0,20 0

CH4 34,2 41,04 6,84 154,39 17,10 34,2

C2H6 50,4 60,48 10,08 227,52 28,8 43,2

C3H8 35,65 42,78 7,13 160,93 21,39 28,52

C4H10 42,9 51,48 8,58 193,66 26,4 33

Total mol 188,2 225,84 37,64 854,26 93,89 188,82

kgOOMesairemasa estqesteqaire 86.25855)2.18821

792.188(85.28)

21

79(/ 22 =⋅+⋅=+⋅=

kgesairemasaaireexceso

ecairemasa 0284.3102786.258552.1/100

%1/ =⋅=⋅+=

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

combkg

airekg

combmasa

ecairemasacombdekgporairedemasa 887.18

75.1642

0284.31027/ ===

Se determinará (tomando en cuenta que no existen perdidas al medio ambiente) el

calor absorbido por el aire, para esto será necesario asumir las temperaturas que por lo general

se da para este tipo de hornos cuando cumplen este servicio.

Según la figura A-59 anterior la temperatura del aire como la del fuel gas y las distintas

zonas del horno están indicadas en la siguiente tabla.



Tabla A-76: Perfil de temperaturas del Horno

ºC K

T1 25 298,15

T2 225 498,15

T3 241 514,15

T4 405 678,15

T0 900 1173,15

T5 700 973,15

En base a lo anterior a continuación se detallarán las capacidades caloríficas de los

constituyentes tanto del aire como la de los gases de combustión.

La idealización de las combustiones considerando el exceso de aire, nos hará

aproximarnos bastante bien a la realidad y no incurriremos en resultados aberrantes.

Tabla A-A-77: Capacidades caloríficas a distintas temperaturas

Cp T1 Cp T2 Cp T3 Cp T4 Cp T0 Cp T5

O2 6,9912 7,5156 7,5428 7,7790 8,3394 8,1245

N2 6,9266 7,1040 7,1208 7,3005 7,8696 7,6376

CO2 8,8357 10,9014 10,9909 11,6981 13,0526 12,5637

H2O 7,9880 8,3889 8,4288 8,8607 10,2458 9,6800

Determinaremos el calor absorbido por el aire.

TCpmQ ∆⋅⋅=

)13()(22 22 TTCpNmolesCpOmolesQ NO −⋅⋅+⋅=

)1500,2981446,514()2

)9266.61208,7(259,854

2

)9912.65427,7(84,225( −⋅+⋅++⋅=absQ

kcalQ aireabs 19,466.650.1=

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

precalentador.



)2()( TrTCpsalidademolesQ medioatmósferalaagases −⋅⋅=

Donde. :Tr Temperatura de referencia.

)15,29815,498(2

)987,7389,8(82,188

2

)836,8901,10(89,93

2

)927,6104,7(26,854

2

)991,6511,7(64,37 −⋅

+⋅++⋅++⋅++⋅=atmgasesQ

kcalQ atmgases 720.747.1=

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

radiaciónporpérdidasQ

QQE

ecombustibl

atmgasesecombustibl −−

⋅= 100

%17,895.123,273.722.18

)720.747.123,273.722.18(100 =−−⋅=E

Calor real suministrado por kilogramo de combustible.

combcomkgtotcombkg kg

kcalEQQ 6,10162

100

17,899.11396

100=⋅=⋅=

A continuación se determinará uno de los puntos más sensibles, este es el calor

absorbido por la alimentación al horno, pues de esto dependerá el tamaño del horno.

Componentes de la alimentación a la unidad.

Cabe señalar que se realizó una curva de destilación ASTM D-86 a la alimentación la

cual se incorporó en el software modelador HYSYS, el cual posee una muy completa base de

datos, para obtener las propiedades necesarias y de esta forma determinar la energía requerida

en el proceso.



Tabla A-78: Composición de la alimentación

Carga Horno

Cal Form Kj/kmol

Cal Form kj/kg

Masa Total kg

Peso Molec

Cp 25°C

Cp 271°C

C74 -1909280 -1826,101 9287,76 1045,55 1,75

7 2,607

C67 -1727600 -1826,110 28571,81 946,06 1,75 2,612

C54 -1396690 -1826,020 55412,99 764,88 1,75

4 2,637

C44 -1143050 -1826,110 43370,44 625,95 1,76

8 2,666

C21 -544456 -1826,108 1631,09 298,15 1,87

8 2,881

C18 -488091 -1826,107 1938,16 267,29 1,87

7 2,54

C17 -459315 -1826,106 2841,37 251,53 1,87

9 2,54

C13 -353879 -1826,114 1927,58 193,79 1,88

6 2,536

C12 -336309 -1826,109 1436,55 184,17 1,88

9 2,536

C11 -293963 -1826,107 1418,24 160,98 1,9 2,539

Total 147836,99

La alimentación compuesta principalmente de compuestos parafínicos es llevada a

condiciones de cracking térmico, descomponiendo las moléculas de cadenas largas de alto

peso molecular a radicales libres, altamente reactivos, para finalmente formar compuestos

principalmente olefínicos de diferentes tamaños, todos por lo general de menor peso molecular

que la alimentación.

La curva de destilación (ASTM D-86) de corrientes de salida de la columna de

fraccionamiento nos será de gran utilidad para la determinación de las propiedades de los

componentes de los efluentes del horno.



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

Efluente Horno

Cal Form kj/kg

Masa Total Kg/hr

Masa Vapor Kg/hr

Peso molecular

Cp 25°C kj/kg ºC

Cp 504°C kj/kg ºC

C21 -1826,109 5.950,490 5.950,490 293,736 1,781 3,066

C19 -1826,108 9.081,364 9.081,364 266,056 1,782 3,073

C18 -1826,110 12.346,177 12.346,177 252,792 1,784 3,076

C16 -1826,108 11.386,002 11.386,002 225,353 1,793 3,087

C14 -1826,103 10.420,837 10.420,837 199,917 1,803 3,097

C12 -1826,106 10.032,061 10.032,061 165,635 1,820 3,114

C11 -1826,110 3.751,813 3.751,813 156,231 1,831 3,123

C10 -1826,108 2.901,151 2.901,150 143,428 1,847 3,136

C9 -1826,108 3.834,537 3.834,537 127,717 1,926 3,245

C8 -1826,106 3.298,757 3.298,757 126,692 1,857 3,143

C7 -1826,110 2.428,652 2.428,652 94,738 1,984 3,264

C4 -2171,048 3.585,698 3.585,698 58,124 1,690 3,412

C4 2037,093 1.944,709 1.944,709 54,0918 1,512 2,900

C3 -2355,943 5.185,746 5.185,746 44,097 1,522 3,000

C2 -592,176 782,404 782,404 34,076 1,008 1,241

C2 -2818,034 5.189,732 5.189,732 30,0699 1,759 3,566

C1 -4668,732 4.322,607 4.322,607 16,0429 2,244 3,886

H2 0,0000 97,2644 97,264 2,016 14,100 14,760

C 0,0000 51.296,000 0,000 12,010 0,700 1,54

)()( feissisifeieeiei HTCpmHTCpmQ ∆+∆⋅⋅=∆+∆⋅⋅+



Tabla A-80: Entalpía y calor corriente de entrada

Carga Horno Masa entrada

kg/h Cp promedio

kj/kg°C ∆Hf

kj/kg Calor

de entrada C74 9287,75187 2,23794872 -1826,101095 -11847137,82

C67 28571,8121 2,23692308 -1826,105615 -36452561,82

C54 55412,9935 2,25179487 -1826,015448 -70489423,23

C44 43370,4426 2,27384615 -1826,107239 -54939121,49

C21 1631,08771 2,44051282 -1826,108247 -1999292,864

C18 1938,16192 2,26512821 -1826,106964 -2459305,413

C17 2841,37271 2,26615385 -1826,106144 -3604657,187

C13 1927,58302 2,26769231 -1826,114104 -2444679,906

C12 1436,55348 2,26923077 -1826,108912 -1821374,758

C11 1418,24116 2,27641026 -1826,106673 -1795648,961

Total -187853203,4



Tabla A-81: Entalpía y calor corriente de salida

Efluente Horno

Masa salida Kg/hr

Cp promedio kj/kg°C

∆Hf kj/kg

Calor de salida

C21 5.950,490 2,308095238 -1826,1092 -4287515,97

C19 9.081,364 2,311904762 -1826,1080 -6526827,52

C18 12.346,177 2,314285714 -1826,1100 -8859211,06

C16 11.386,002 2,323809524 -1826,1084 -8118260,51

C14 10.420,837 2,333333333 -1826,1028 -7382497,97

C12 10.032,061 2,34952381 -1826,1056 -7029301,53

C11 3.751,813 2,359047619 -1826,1101 -2611735,56

C10 2.901,151 2,372857143 -1826,1079 -2000370,22

C9 3.834,537 2,462380952 -1826,1077 -2479515,9

C8 3.298,757 2,380952381 -1826,1058 -2261725,5

C7 2.428,652 2,499047619 -1826,1099 -1527782,55

C4 3.585,698 2,42952381 -2171,0481 -3611895,57

C4 1.944,709 2,100952381 -2037,0925 -2004482,6

C3 5.185,746 2,153333333 -2355,9426 -6868499,01

C2 782,404 1,070952381 -592,1763 -61958,6766

C2 5.189,732 2,535714286 -2818,0340 -8321355,06

C1 4.322,607 2,919047619 -4668,7320 -14137119,8

H2 97,2644 13,74285714 0,0000 640275,082

C 51.296,000 1,066666667 0,0000 26208836,3

Total -61240943,6

hr

kjQQQ entradasalida 7,259.612.126)3,187853203(6,094.124.6 =−−−=−=

kg

kcalQ 820.240.30=

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

hr

kcal

E

QQ abs

total 670.913.338917,0

820.240.30 ===

Luego podremos determinar la masa total de combustible.



kgQ

Qm

combkg

absreqcomb 8,975.2

6,162.10

820.240.30 ===

Es de gran importancia considerar que el perfil de temperaturas en este tipo de hornos

se manifiesta como está presentado en la tabla A-128.

Este horno consta de un precalentador de aire el que recupera parte del calor liberado

por los gases de la chimenea antes de ser enviados a la atmósfera. Los gases a la entrada del

precalentador poseen una temperatura de 405 °C, saliendo del precalentador a una temperatura

de 225°C.

Luego el calor absorbido por el aire de combustión estará dado por.

aireabsgasflue QQ −=

Luego

combdekg

gasfluedekgmm combairegasflue 887,191887,181 =+=+=

∑=

⋅++⋅=n

iTnnTiiT CpyCpyCp

1)4()4(4 KK

∑=

⋅++⋅=n

iTnnTiiT CpyCpyCp

1)2()2(2 KK

Tabla A-82: Composición del flue gas

Especie kgmol Fracción

molar (y) M

Masa

kg

Fracción

Másica (x)

O2 37,64 0,032 31,999 1204,44 0,0346

N2 854,26 0,727 28,014 23931,20 0,6864

CO2 93,89 0,080 44,010 4132,10 0,1815

H2O 188,82 0,161 18,015 3401,59 0,0975 Total 1224,51 1,00000 27,813 32669,33 1,0000

)()( TCpmQ Tgasfluegasfluegasflue ∆⋅⋅=



Kkg

kcal

Kkmol

kcalCpCpCp TT

medio ⋅=

⋅=+= 278,091644,7

242

hr

kcalQ gasflue 27,773.634.1)15,67815,498(278,033,669.32 −=−⋅⋅=

Ahora determinaremos la temperatura a la cual saldrá el aire antes de combustionar. El

calor específico del aire es una propiedad dependiente de la temperatura, pero no es aberrante

estimar una temperatura para determinar un Cp promedio, esta temperatura (250) es resultado

de la experiencia en hornos.

CKTmCp

QT

aire

gasflue °≈=+⋅

=+⋅

−= 241159,51315,298

43,075.107,7

27,773.634.113

)25;250(

Zona radiante.

Se considerará un horno de 4 pasos y tubos de 108 mm (4 pulg) con 12,1 mm de

espesor.

Tabla A-83: Propiedades carga al Horno.

Carga Total

Flujo másico

kg/h

Fracción Másica

x ºAPI

Densidad kg/m3

Caudal m3/s

Caudal ft3/s

Carga fresca

136643 0,9243 5,42 1033,450 0,0367 1,297

Quench 11193 0,0757 17,09 952,285 0,00326 0,115

total 147836 1,0000 1026,822 0,04000 1,412

n

n

T

xx

δδδ++= K

1

11

Cálculo de velocidad

22

02206,04

mD

Atubo =⋅= π

s

m

Area

Caudalv 813,1

02206,0

04.0 ===



24,861.1

02206,03600

836.147

ms

kg

Area

Fv másicomásica ⋅

=⋅

==

Se asumirá que el calor absorbido en la zona radiante será aproximadamente el 68 al

72% del calor total suministrado a la corriente de proceso.

hr

kcalQQ absorv

absorvrad 2,982.470.21100

71820.240.30

100

% =⋅=⋅=

hr

kcalQQQ radabsorvconv 8,837.769.8=−=

Se determinará el ahora el número de tubos requeridos en la zona radiante del horno.

El dato de densidad de flujo de calor (Flux) está dado en gran parte por la metalurgia

de los tubos.

Tabla A-84 Características de los tubos zona radiante.

Largo total (m) 27,5

Largo efectivo (m) 26,8

Diámetro externo Do (mm) 108

Espesor (mm) 12,1

Espaciamiento entre tubos (Do) 2

Material (ASTM especificación) 9% Cr 1% Mo A213T9

Temp max sucio/limpio (°C) 634/553

Temperatura máxima metal (°C) 634

2188,6750,800.31

2,982.470.21m

calordeDensiodad

QArea radiación

radtot ===

tubo

mLA efectubopor

2

093,98,26108,01416,3 =⋅⋅=⋅⋅= φπ

En la primera fila de la zona de choque o espejo se considerarán 4 tubos de las mismas

características de la zona radiantes. Esta fila se asume como zona radiante.



2inf 416,639372,36788,675 mAAA choqradtotradrad =−=−=

tubosA

Aradzonatubosn

tubopor

rad 713,70093,9

416,639inf⇒===°

paso

tubos

pasosden

nn radzonatubos

pasoportubos 1875,174

71inf ⇒==°

°=°

Zona de choque.

La separación entre tubos es de 2 diámetros (se toma desde el centro).

tubenttubefeclibre dnLA ⋅⋅= º

Donde.

:libreA Área por la cual pasa el flue gas o área libre de tubo.

:efecL Largo efectivo del tubo.

:tubn° Número de tubos en por fila.

:tubentd Distancia en diámetros de tubo (desde el centro del tubo)

258,11108,048,26 mAlibre =⋅⋅=

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

libre

gasflue

A

mG =

hr

kgmmm combkgporgasfluecombkggasflue 6,181.598873,1985,975.2 =⋅=⋅=

22267,0420,1

58,11600.3

6,181.59

fts

lb

ms

kgG

⋅⇔

⋅=

⋅=



La temperatura de los gases a la entrada de la zona de choque, en este tipo de hornos es

bastante alta, puesto que se requiere llevar a cracking térmico el fluido de proceso. Se asumirá

que la temperatura del flue gas en la zona de choque llegará a 900°C y bajará alrededor de 190

a 200°C antes de entrar a la zona convectiva.

Por otra parte el calor entregado en la zona de choque es aproximadamente un 40% del

calor total de la zona convectiva, por lo tanto deberemos conjugar estas dos condiciones en el

cálculo.

hr

kcalQQ convchoquez 12,507935.38,837.769.84,04,0 =⋅=⋅=

Nuevamente estimaremos un Cp medio del flue gas que estará comprendido entre las

temperaturas antes señaladas.

CKCpm

QTT

TT

°⇔=⋅

⋅−=⋅

−=−

68,70683,979528,86,181.59

813,2712,935.507.315,173.105

)05(

Es bueno tomar consideraciones con respecto de la temperatura a la cual saldrá o la

temperatura que debe alcanzar el fluido de proceso a la entrada de la zona de reacción. Para

efectos prácticos es conveniente evitar la excesiva vaporización de la mezcla, es por ello que

esta será menor de 370°C, que es la temperatura a la que se encuentra el pitch en el fondo de

las torres de vació. En este caso nos daremos una temperatura de 362°C.

F

T

T

TTTLMTD °=

−=

∆∆

∆−∆=∆ 7,819

04,687

4,968ln

04,6874,968

ln2

1

21

)(1.1 hrghcho +⋅=

707°C

325°C

900°C

362°C

∆T1

∆T2 ∆T2



Donde.

:hc Coeficiente de película de convección Ffthr

Btu

°⋅⋅ 2

:hrg Coeficiente de radiación del gas Ffthr

Btu

°⋅⋅ 2

Ffthr

Btu

Do

Tgaghc

°⋅⋅=⋅⋅=⋅⋅=

24,0

28,06,0

4.0

28.06.0

53,4252,4

48,1938269,014,214.2

Donde.

:Tga Temperatura media del flue gas )( R°

:g Flujo másico del flue gas 2fts

lb

⋅

Rtgabtgaa

Tga °=+=+= 48,938.12

96,764.1112.2

2

5.00025.0 −⋅= Tghrg

Donde.

:Tg Temperatura media del flue gas )( F°

Ftgbtga

Tg °=+=+= 02,478.12

04,304.1652.1

2

)(

Ffthr

Btuhrg

°⋅⋅=−⋅=

2196,35,02,14780025,0

Luego.

Ffthr

Btuho

°⋅⋅=+⋅=

249,8)196,3530,4(1.1

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

14.03

18.0

027.0

⋅

⋅⋅

⋅⋅⋅=wk

CpGD

D

khi

µµµ

µ



En vista de la pequeña variación en la viscosidad entre el material y la temperatura de

la pared, el valor del término

14.0

wµµ

puede ser aproximado a 1,0

Ffthr

Btuohi

°⋅⋅=

⋅⋅

⋅⋅⋅=2

3

18.0

61,71052,0

9,26692,0

9,26

92,477.372.1354,

354,0

052,0027.0

La resistencia de la película del interior del tubo está dada por.

Aihi

AoRi

⋅=

Donde.

:Ao Superficie externa del tubo.

ft

ft 2

:Ai Superficie interna del tubo.

ft

ft 2

1

2018,0

864,061,71

113,1−

°⋅⋅=

⋅=

Ffthr

BtuRi

El coeficiente de pared del tubo será.

tm

Kmhw =

Donde.

:Km Conductividad térmica de la pared de los tubos.

°⋅⋅⋅

Ffthr

inBtu2

:tm Espesor de la pared de los tubos. ( )in

Ffthr

Btuhw

°⋅⋅==

21,680

4764,0

324

Luego la resistencia de pared del tubo la obtendremos de.



Aihw

AoRw

⋅=

0019,0864,01,680

113,1 =⋅

=Rw

Luego la resistencia de película externa viene dada por.

1

2118,0

49,8

11−

°⋅⋅===

Ffthr

Btu

hoRo

Ahora se determinará la resistencia total.

1

2137,0118,00019,0018,0

−

°⋅⋅=++=++=

Ffthr

BtuRoRwRiRt

Luego el coeficiente global de transferencia de calor viene dado por.

Ffthr

Btu

RtU

°⋅⋅===

226,7

1378,0

11

Finalmente de la ecuación de diseño.

LMTDTUAQ ∆⋅⋅= LMTDTU

QA

∆⋅=

22 3,21701,339.27,81926,7

486.919.13mftA ⇔=

⋅=

El número de tubos requeridos en la zona de choques se estimará según.



tubosA

An

tubopor

choquezchoqueztubos 249,23

093,9

3,217⇒===°

Zona convectiva.

F

T

T

TTTLMTD °=

−=

∆∆

∆−∆=∆ 426

2,241

04,687ln

2,24104,687

ln2

1

21

En la zona de convección se usan tubos aleteados, con el propósito de obtener la mayor

absorción del calor.

325°C

271°C

706,7°C

405°C ∆T1

∆T2



Tabla A-85 Características de los tubos zona convección.

Tubos aleteados

Aletas por metro 197

Altura de la aleta (mm) 25,4

Espesor de la aleta (mm) 1,5

Diámetro externo (mm) 108

Espesor del tubo (mm) 12,1

Conductividad térmica acero W/(m)(K) 65

Material. 9% Cr 1% Mo A213T9

La velocidad del flue gas a través de la zona convectiva viene dada por.

libre

gasflue

A

mG =

))2)1(((º aletaespaletaaltdensespaciadoDoleftnAlibre ⋅⋅⋅−−⋅⋅=

29684,9))0015,00254,01972)12(108,0(8,26(4 mAlibre =⋅⋅⋅−−⋅⋅⋅=

Entonces.

2287,121397,936.5

97,9

58,181.59

fth

lb

ms

kgG

⋅⇔

⋅==

El número de Reynolds está dado por.

1,182.5083,012

87,213.1252,4 =⋅⋅=⋅=

µGDo

R



Tabla A-86 Coeficiente de transferencia por el lado del flue gas para aletas.

0,07

0,05

0,01

0,04

0,03

0,02

0,004

0,005

0,006

0,003500 1,000 5,000 10,000 60,000

Reynolds number ( )µDG

N =Re

J

Source Escoa Fintube Corp

De la gráfica se obtiene el valor del coeficiente de transferencia de calor por el lado del

flue gas para aletas.

011,0=J

Luego el coeficiente total de transferencia de calor total de la zona de convección

estará dado por.

3

2

⋅

⋅⋅=

k

Cp

GCpJho

µ

Donde.

:J Coeficiente de transferencia de calor del flue gas para aletas.

:Cp Capacidad calorífica del flue gas a (T).

:G Flujo másico del flue gas

°⋅ Fft

Btu2

.

:µ Viscosidad del flue gas.

⋅ fthr

lb.

:k Conductividad térmica del flue gas

°⋅⋅ Ffthr

Btu.



Fft

Btuho

°⋅=

⋅

⋅⋅=2

3

27,4

03,0

285,0085,0

87,213.1285,0012,0

Si bien, que hemos determinado el coeficiente total, debemos tomar en cuenta existe un

coeficiente real o efectivo y que dependerá de la eficiencia de la aleta.

)( oft

efectivo AAEA

hoho +⋅⋅=

Donde.

:tA Área total por pie de tubo aleteado

ft

ft 2

.

:fA Área de la aleta pie de tubo

ft

ft 2

.

:0A Área del tubo liso

ft

ft 2

.

:E Eficiencia de la aleta.

La determinación del área total del tubo con aletas por pie de tubo, vendrá dedo por:

⋅+⋅

−⋅+

−⋅⋅= aletaespD

DDnnDA al

tuboalo

ft

alo

ft

altubot 24

122

π

03,15=Atft

ft 2



Tabla A-87 Determinación de la eficiencia de aleta

%87=EEficiencia



°⋅=+⋅⋅=

Fft

Btuhoefectivo 2

29,4)11,12,1487,0(03,15

7,4

Se determinará la resistencia total al flujo térmico Rt .

RoRwRiRt ++=

Donde.

:Ri Resistencia de la película interior del tubo 1

2

−

°⋅⋅ Ffthr

Btu.

:Ro Resistencia de película externa.

:Rw Resistencia del tubo liso.

1

2244,0

864,006,71

03,15−

°⋅⋅=

⋅=

⋅=

Ffthr

Btu

Aihi

AtRi

1

20256,0

864,013,680

03,15−

°⋅⋅=

⋅=

⋅=

Ffthr

Btu

Aihw

AtRw

1

2233,0

29,4

11−

°⋅⋅===

Ffthr

Btu

efectivohoRo

1

2503,0233,00256,0244,0−

°⋅⋅=++=

Ffthr

BtuRt

Luego el coeficiente global de transferencia de calor viene dado por.

°⋅⋅===

Ffthr

Btu

RtU

299,1

503,0

11

De la ecuación de diseño.

22 121,290.27,641.2442699,1

754.889.20mft

TU

QA

LMTD

conv ⇔=⋅

=∆⋅

=

Finalmente el número de tubos requerido en la zona convectiva será.

tubosA

An

ttubos 207,18

7,122

58,716.2⇒=== Reales



Variables:

A: Área, [m2].

A: Ancho bandeja,m.

A: Factor de absorción.

A: Ancho bandeja,m.

A,B,C: constantes de Antoine.

A1: Factor de absorción en el tope.

Aa: Área aleta, m2/m.

af: Área de flujo, m.

af: Área de flujo por tubo, m2.

Ai: Superficie interior de los tubos, m2/m.

Anp: Factor de absorción en el fondo.

Ao: Área tubo liso, m2/m.

Apm: aletas por metro.

App: Aletas por pulgada.

as: Área flujo de aire, m2.

at : Área transferencia lineal, m.

B: presión barométrica

C: factor de corrosión, mm.

Cfs: Constante, [pie/s].

Cp: capacidad calorífica.

Dea: Diámetro externo con aletas, m.

Deq: Diámetro equivalente.

Deqa: Diámetro Equivalente en tubos con aletas.

Det: Diámetro externo de tubos, m.

Dev: Diámetro volumétrico, m.

Dit: Diámetro interno de tubos, m.

do: diámetro externo, mm.

Dt: Diámetro de columna, [m].

E: factor de soldadura.



EY: Módulo de Young.

:f Esfuerzos, [bar].

f: Factor de inundación.

Ff : Factor espumación.

FH: Factor de altura.

Fha: Factor de forma en diámetro.

FS: Factor de forma en viento.

g: constante de gravedad, [m/s2]

G1: Flujo de gas de salida, Kgmol.

GNp+1: Flujo de gas entrada, Kgmol.

ha: Altura de aleta, m.

Hi: Altura de cada etapa, m.

hk: clave pesado.

HT: Altura Total columna, m.

icr: radio interno de curvatura, mm.

k: Constante de equilibrio.

K: conductividad térmica

L: Masa de líquido, [kg/hra].

LB: Largo Bandeja, m.

L0: Flujo de entrada de líquido, Kgmol.

Le: radio esférico, mm.

lk: clave ligero.

Lp: Longitud de la trayectoria, m.

Lt: largo de tubos, m.

m: pendiente.

Nmin: número mínimo de platos.

nºA: Número de aletas.

P: Presión

Pc: Presión crítica.

Pm: peso molecular

Pp: Perímetro proyectado, m.



Psc: Presión seudocrítica.

Pt: Pitch tubo, m.

Pt: Presión total.

Pv: Presión de vapor.

q: Calidad térmica de alimentación.

R: Constante universal de los gases, [m3 Pa mol-1 K-1].

ri: radio interno, mm.

Rm: Reflujo mínimo.

ro: radio externo, mm.

sf: pestaña, mm.

Sf: Superficie friccional, m2

Sg: Gravedad específica.

t: espesor, mm.

T: temperatura, K.

T1: Temperatura entrada a carcasa.

t1: Temperatura salida tubos.

T2: Temperatura salida de carcasa.

t2: Temperatura entrada tubos.

ta: Espesor de aleta, m.

Tc: Temperatura crítica, K.

Tsc: temperatura seudo crítica, K.

tt: espesor de tubos, m.

U: Coeficiente Global de Transferencia de Calor.

V: Masa de vapor, [kg/hra].

va: Velocidad de aire, m/s.

Variables: air cooled

LNV : Volumen libre neto, m3

Vv: velocidad del viento,

w: factor acéntrico.

W: peso, [kg*m/s2]

w: factor acéntrico.



X0: Composición de componente clave entrada de líquido.

Y1: Composición de componente clave a la salida del gas.

yb: Mitad de espesor de aleta, m.

YNp+1: Composición de componente clave gas entrada..

z: factor de compresibilidad.

α: volatilidad relativa

η: eficiencia.

θ: Raíz de ecuación

ρ: Densidad, [kg/m3]

σ: Tensión Superficial, [dinas/cm].

σ adm: Esfuerzo Admisible, [bar]

Ω: Eficiencia de la aleta.

Anexo B Evaluación Económica


ANEXO B

Evaluación Económica



B. ANEXO EVALUACIÓN ECONÓMICA

Costos Indexados revista Chemical Engeeniering

Tabla B-1 Costo aero refrigerantes.

Equipo m2 US$ 2002

C-3001 205 35000

C-3002 450 47000

C-3004 312 40000

C-3051 164 30000

C-3052 315 40000

C-3053 210 36000

C-3059 160 30000

C-3061 162 30000

Total 288.000

Tabla B-2 Intercambiadores de calor.

Equipo m2 US$

C-3006 428 30.000

C-3007 20 5.500

C-3009 390 34.800

C-3054 105 16.240

C-3055 56,46 10.440

C-3056 262,6 26.680

C-3058 81,7 11.600

C-3061 260,78 21.800

C-3062 256 20.000

Total 177.060



Descripción P&T pag 518 fig.12-20

Tabla B-3. Bombas

Equipo Presión Kpa m3/s US$ 2002

J-3001 882,6 0,05 20.000

J-3002 4511 0,058 900.000

J-3003 1967,21 0,00555 10.000

J-3004 511 0,02645 12.000

J-3006 994 0,016 13.000

J-3007 1954 0,0139 18.000

J-3008 1190 0,0152 13.500

J-3009 1375 0,081 45.000

J-3010 209 0,0194 8.500

J-3011 829 0,0622 22.000

J-3013 830 0,00394 8.000

J-3052 1783 0,00139 8.500

J-3053 1833 0,043 35.000

J-3056 1491 0,0167 15.000

J-3057 12.000

Total 1.140.500

Total 2.281.000



Tabla B-4. Columnas Platos

Equipo Psi Largo Dext mm nº plato US$2002

E-3001 50 34.900 4.150 18 494.400

E-3002 53 6.800 1.108 4 38.800

E-3003 53 6.800 1.108 4 38.800

E-3051s 237,5 22.000 2.244 21 332.100

E-3051a 232 23.000 1.640 32 303.040

E-3052 237 24.400 1.044 25 217.000

E-3053 191,97 36.090 1.694 40 446.080

F-3002 50 18.925 4.228 10 351.500

Total 2.221.720

Tabla B-5. Acumuladores

Equipos Psi Largo Dext mm US$ 2002

F-3003 50 12.200 3.124 48.000

F-3007 55 6.800 2.420 56.000

F-3008 50 7.900 3.328 41.600

F-3051 100 3.200 1.624 10.400

F-3052 224.96 9.000 2.844 76.800

F-3056 192 6.400 1.628 288.000

Total 520.800

Tabla B-6. Acumuladores de Coque

Equipos Descripción kg US$2002

D-3001 Coke Drums 255.000 550.000

D-3002 Coke Drums 255.000 550.000

Total 1.100.000



Tabla B-7. Compresor de 2 Etapas

Equipo Descripción m3/s US$ 2002

J-3051 Compresor 2 etapas 6,9 1.500.000

Total 1.500.000

Tabla B-8. Horno Coker

Equipo Descripción kW US$ 2002

B-3001 Horno Coker 3.000.000

Total 3.000.000

Descripción Costo de Equipos

Tabla B-9 Aero refrigerantes

Equipo Descripción US$

C-3001 Tope Stripper de Purga 35000

C-3002 Fondo Stripper de Purga 47000

C-3004 Tope Fraccionadora 40000

C-3051 Primera Etapa Compresor 30000

C-3052 Segunda Etapa Compresor 40000

C-3053 Fondo Debutanizadora 36000

C-3059 LCGO a Sponge Absorber 30000

C-3061 Tope Debutanizadora 30000

Total 288000



Tabla B-10. Intercambiadores de Calor


C-3006 1er Precalentador de Carga 30.000

C-3007 Precalentador de Agua (generador de 150 lb) 5.500

C-3009 2do Precalentador de Carga 34.800

C-3054 Enfriador Tope Absorbedor 16.240

C-3055 Reboiler 1 Stripper 10.440

C-3056 Reboiler 2 Stripper 26.680

C-3058 Enfriador Fondo Sponge Oil 11.600

C-3061 Reboiler Debutanizadora 21.800

C-3062 Reboiler Debutanizadora Vapor 20.000

Total 177.060



Tabla B-11. Bombas


J-3001 Alimentación Unidad 20.000

J-3002 Bombas de carga al horno. 900.000

J-3003 De fraccionadora a absorbedor 10.000

J-3004 Reflujo tope fraccionadora 12.000

J-3006 Extracción LCGO 13.000

J-3007 Reflujo LCGO 18.000

J-3008 Extracción de HCGO 13.500

J-3009 Reflujo HCGO 45.000

J-3010 Recirculación en fondo fraccionadora 8.500

J-3011 Fondo Stripper de Purga 22.000

J-3013 Extracción y Reflujo Stripper Purga 8.000

J-3052 Extracción Hidrocarburos 1era etapa compresor 8.500

J-3053 Extracción 2da etapa 35.000

J-3056 Reflujo tope debutanizadora 15.000

J-3057 Fondo Debutanizadora 12.000

Total 1.140.500

Total pares de bombas 2.281.000



Tabla B-12.Columnas de Platos


E-3001 Torre Fraccionadora 494.400

E-3002 Stripper LCGO 38.800

E-3003 Stripper HCGO 38.800

E-3051s Stripper 332.100

E-3051a Absorbedor 303.040

E-3052 Sponge Absorber 217.000

E-3053 Debutanizadora 446.080

F-3002 Stripper de Purga 351.500

Total 2.221.720

Tabla B-13. Acumuladores

Equipos Descripción US$

F-3003 Acumulador de Tope Stripper Purga 48.000

F-3007 Acumulador de Carga 56.000

F-3008 Acumulador de Tope Torre 41.600

F-3051 Separador primera etapa compresor 10.400

F-3052 Separador segunda etapa compresor 76.800

F-3056 Acumulador tope Debutanizadora 288.000

Total 520.800

Tabla B-14. Acumuladores de Coque

Equipos Descripción US$

D-3001 Coke Drums 550.000

D-3002 Coke Drums 550.000

Total 1.100.000



Tabla B-15. Compresor de 2 Etapas


J-3051 Compresor 2 etapas 1.500.000

Total 1.500.000

Tabla B-16. Horno de Coker

Equipo Descripción US$ 2006

B-3001 Horno Coker 3.000.000

Total 3.000.000

Determinación de Interés y Amortización

Se utilizó método de cuotas iguales.

Periodo 0 1 2 3 4 5 Deuda 68.766.545 64.451.761 59.705.499 54.484.610 48.741.632 42.424.357 Amortización 4.314.784 4.746.262 5.220.889 5.742.978 6.317.275 Interés 6.876.655 6.445.176 5.970.550 5.448.461 4.874.163 Cuota 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439

Periodo 5 6 7 8 9 10 Deuda 42.424.357 35.475.354 27.831.451 19.423.158 10.174.035 0 Amortización 6.317.275 6.949.003 7.643.903 8.408.293 9.249.123 10.174.035 Interés 4.874.163 4.242.436 3.547.535 2.783.145 1.942.316 1.017.404 Cuota 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439 11.191.439



ANEXO C

Tablas y Gráficos de Apéndices.

Anexo C Tabla y gráficos de Apéndices.


C. Anexo Tablas Y Gráficos De Apéndices.

Gráfico C. -61: Factores de Corrección LMTD para intercambiadores 1-2 o más

Gráfico C-62: Factores de Corrección LMTD para intercambiadores 2-4 o más



Gráfico C-63: Factores de Fricción para lado tubo.

Gráfico C-64: Factores de fricción lado coraza.



Gráfico C-65: Pérdida de presión por retorno, lado tubo.

Tabla C-C-1: Valores aproximados de los coeficientes totales de diseño.

Tabla C-C-2: Disposición de los espejos de tubos. Arreglo en cuadro.



Tabla C-C-3: Datos de tubo para intercambiadores de calor.

Tabla C-C-4: Viscosidades de gases

Gráfico C-66: Viscosidades de gases.



Tabla C-C-5: Conductividades térmicas de gases y vapores

Gráfico C-67: Transferencia de calor y caída de presión en aletas transversales/ (a) Jameson (b) Gunter

and Shaw



Gráfico C-68: Eficiencia de aleta.

Gráfico C-69: Capacidad de inundación en una torre.



Gráfico 70: Correlación de Gilliland.



GLOSARIO

Glosario


GLOSARIO

ASSAY: Conjunto de información de los distintos crudos.

RPMS: Refinery Producto Mode System. Este es un software de simulación de

comportamiento de los crudos en una refinería específica.

Zona Heater: zona de calentamiento del horno de la planta viscorreductora.

#: Presión en 2pg

lb

Zona Soaker: Zona de cracking térmico del horno de viscorreductora.

Olefinas: Alquenos

Parafinas: Alcanos

Quench: Corriente de enfriado y apagado de la reacción

GOP: Gas oil pesado

GOL: Gas oil liviano

LPG: Gas licuado a presión.

TC: Controlador de temperatura

TK: Estanque.

TAR: Producto de residuo de la planta Viscoreductora.

Glosario


Cutting: Corriente usada para disminuir la viscosidad del Fuel oil.

Blow down: Sistema de seguridad de evacuación de gases (son enviados a la antorcha)

Refineria de Petroleo

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