facultad de ingenierÍa quÍmica escuela de ingenierÍa

UNIVERSIDAD NACIONAL DE TRUJILLO

FACULTAD DE INGENIERÍA QUÍMICA

ESCUELA DE INGENIERÍA QUÍMICA

TITULO DE TESIS

REDISEÑO DEL TREN DE PRECALENTAMIENTO DE LA UNIDAD DE DESTILACIÓN PRIMARIA DE

REFINERÍA TALARA UTILIZANDO METODOLOGÍA PINCH.

TRABAJO DE INVESTIGACIÓN PARA OPTAR EL TITULO DE INGENIERO QUÍMICO

AUTORES:

Br. CHOTA CASTILLO YAN EDY

ASESOR:

DR. LUIS MONCADA ALBITRES

TRUJILLO -2014

Biblioteca Digital - Dirección de Sistemas de Informática y Comunicación

Esta obra ha sido publicada bajo la licencia Creative Commons Reconocimiento-No Comercial-Compartir bajola misma licencia 2.5 Perú. Para ver una copia de dicha licencia, visite http://creativecommons.org/licences/by-nc-sa/2.5/pe/

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II

ÍNDICE

RESUMEN ........................................................................................................................ VI

1. INTRODUCCIÓN ........................................................................................................... 1

1.2 REALIDAD PROBLEMÁTICA ...................................................................................... 3

1.3 ANTECEDENTES ........................................................................................................ 4

1.4. MARCO TEÓRICO Y CONCEPTUAL ......................................................................... 7

1.5 PROBLEMA DE INVESTIGACIÓN ............................................................................ 15

1.6 HIPÓTESIS ................................................................................................................ 15

1.7 OBJETIVOS ............................................................................................................... 16

2. MATERIALES Y MÉTODO .......................................................................................... 17

2.1 CARACTERIZACIÓN DE LAS CORRIENTES DEL PROCESO. ............................ 17

2.2 BALANCE DE MASA Y ENERGIA DEL PROCESO. .............................................. 17

2.3 CONSTRUCCIÓN DE LA TABLA ALGORITMO. .................................................... 17

2.4 ANALISIS ENERGETICO DE LA RED DE PRECALENTAMIENTO. ...................... 17

2.5 REDISEÑO DEL TREN DE PRECALENTAMIENTO. ............................................. 18

2.6 SIMULACIÓN DEL REDISEÑO PROPUESTO. ...................................................... 18

2.7. EQUIPOS Y MATERIALES ................................................................................... 18

3. RESULTADOS Y DISCUSIONES ................................................................................ 19

3.1 CARACTERIZACIÓN DE LAS CORRIENTES DEL PROCESO ............................. 19

3.2 CURVA COMPUESTAS ......................................................................................... 24

3.3 GRAND CURVA COMPUESTA. ............................................................................ 25

3.4 CALOR TRANSFERIDO A TRAVÉS DEL PINCH. ................................................. 26

3.5 REDISEÑO ............................................................................................................ 29

4. CONCLUSIONES ........................................................................................................ 35

5. RECOMENDACIONES ................................................................................................ 36

6. REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS ............................................................................. 37

ANEXO 1 ......................................................................................................................... 39



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III

ÍNDICE DE FIGURAS Y TABLAS

FIGURAS

Figura 1. Primer tren de intercambio de calor de UDP. ...................................................... 9 Figura 2. Segundo tren de intercambio de calor de UDP. ................................................ 10 Figura 3. Columna de Destilación Primaria. ..................................................................... 11 Figura 4. Cuatro tipos de intercambio de calor a través del pinch. ................................... 13 Figura 5. Curva de Destilacion TBP a 1 atm de los productos de UDP; valores reales vs simulación. ....................................................................................................................... 20 Figura 6. Actual red de intercambio de calor de UDP en diagrama de rejilla. ................... 23 Figura 7. Curvas compuestas de las corrientes frías y calientes. ..................................... 24 Figura 8. Grand Curva compuesta de la red actual de intercambio de UDP. ................... 26 Figura 9. Identificación de los intercambiadores de calor en el punto pinch. .................... 28 Figura 10. División de cargas calóricas de cada corriente arriba y debajo del pinch. ....... 31 Figura 11. Rediseño propuesto del tren de precalentamiento de UDP. ............................ 32 Figura 12. Primer tren de calentamiento de UDP con el rediseño propuesto. .................. 33 Figura 13. Segundo tren de calentamiento de UDP con el rediseño propuesto................ 34

TABLAS

Tabla 1. Regla de para Delta Tmin . ................................................................................ 22 Tabla 2. Intercambiadores de calor principales en el punto pinch. ................................... 27 Tabla 3. Factores de conversión. ..................................................................................... 40 Tabla 4. Factores de emisiones. ...................................................................................... 41 Tabla 5. Factores para la estimación de un proyecto de capital fijo. ................................ 43



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IV

DEDICATORIA

Con todo mi cariño y mi amor para las personas que hicieron

todo en la vida para que yo pudiera lograr mis sueños, por

motivarme y darme la mano cuando sentía que el camino se

terminaba, a ustedes por siempre mi corazón y mi

agradecimiento.

Papá y mamá.



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V

AGRADECIMIENTO

A los ingenieros y operadores de Refinería Talara por su apoyo y consejos, por motivarme a

ser las cosas cada vez mejor y convertirme en una mejor persona y profesional.

A los docentes de la Universidad Nacional de Trujillo, por sus consejos y grandes lecciones.

A mi asesor el Dr. Luis Moncada Albitres, por su continuo apoyo, paciencia y orientación

durante mis estudios y el desarrollo del presente trabajo.



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VI

RESUMEN

El objetivo de esta tesis es investigar oportunidades para incrementar la eficiencia

energética del proceso de Refinería Talara, usando la metodología pinch. El

objetivo principal del proyecto es evaluar y proponer un rediseño de la actual red

de intercambio de calor de la Unidad de Destilación Primaria, UDP. Se caracterizó

las corrientes del proceso involucradas mediante los ensayos ASTM D86

obtenidos del laboratorio. La simulación del tren de precalentamiento se llevó a

cabo con el software CHEMCAD 6.5. Los resultados mostraron que es posible

obtener ahorros de 1,25 millones de dólares al año con el rediseño propuesto, con

un tiempo de recuperación de la inversión menor a 6 meses y disminuyendo en

12,400 TM/año las emisiones de gases de efecto invernadero debido a la

reducción en el consumo de combustible.

Palabras clave: rediseño de redes de intercambio de calor, metodología pinch,

refinería de petróleo.



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VII

ABSTRACT

The objective of this thesis is to investigate opportunities to increase process

energy efficiency at Talara Refinery, using pinch methodology. The main aim of the

project is to evaluate and propose a retrofit of the existing heat exchanger network

of crude oil distillation unit, CDU. The process stream involved was characterized

by the ASTM D86 tests obtained from the laboratory. The preheat train simulation

was performed with CHEMCAD 6.5 software. The results showed that it is possible

to obtain savings of $ 1.25 million per year with the proposed retrofit, with a

payback period of less than 6 months and decrease by 12.400 tonnes/yr the

emissions of greenhouse gases due to reduced fuel demand.

Keywords: retrofit of heat exchange networks, pinch methodology, crude oil

refinery.



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1. INTRODUCCIÓN

La globalización y sus consecuencias han llevado a aumentar las preocupaciones

en competitividad entre las empresas. Por lo tanto para seguir siendo empresas

competitivas tienen que producir bienes y servicios a precios asequibles para los

consumidores con costos de producción mínimos. La operación de refinerías y

plantas petroquímicas son en ambos casos operaciones intensivas de capital y

energía. La integración de procesos asegura una mejora continua en el consumo

de energía y operación de la planta. [1].

El calentamiento global causado por las emisiones de gases de efecto invernadero

tales como dióxido de carbono, es un tema ambiental frecuentemente discutido

hoy en día. Resultando en políticas que proveen claros incentivos para que la

industria reduzca el consumo de combustibles fósiles y consecuentemente evite

las principales emisiones causantes del cambio climático [2].

La eficiencia energética es una de las muchas maneras de reducir los problemas

de la liberación de más gases de efecto invernadero a la atmósfera. El potencial

de ahorro de energía debido a las medidas de eficiencia energética puede ser

grande en los procesos industriales, especialmente en las empresas de energía

intensiva, tales como la industria de refino (Sundlof, 2002). El aumento de la

eficiencia energética reducirá la necesidad de quemar combustibles fósiles para

proporcionar calor para plantas industriales y en consecuencia las emisiones de

dióxido de carbono también disminuirán. Por lo tanto, la cuestión del cambio

climático, junto con la preocupación por el agotamiento de las reservas de



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2

combustibles fósiles proporciona incentivos para investigar acerca de la eficiencia

energética [2].

El aumento de la eficiencia energética también proporciona beneficios económicos

ya que la reducción en el uso de servicios auxiliares implica la reducción en costos

de combustible. El precio de los combustibles fósiles está aumentando y se prevé

que seguirá en aumento, lo que motiva, además, en la reducción del consumo de

combustibles. También se espera que los impuestos y otros costos asociados con

las emisiones de dióxido de carbono aumenten a medida que se implementan las

políticas para frenar el calentamiento global [2].

Hacia finales de los años setenta, la necesidad de ahorro de energía, dio como

resultado un incremento de los estudios encaminados a desarrollar y aplicar

nuevos modelos para el uso eficiente de la energía. Se encontró que al realizar un

balance de energía cuidadoso a un grupo de corrientes frías y calientes

pertenecientes a un proceso y expresar gráficamente dicho balance, existe una

región critica en la transferencia de calor que divide el proceso en dos áreas de

características definidas. A esa región particular se le dio el nombre con el que se

conoce actualmente, que es el punto de pliegue o por su nombre en inglés "pinch"

[3].



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3

1.2 REALIDAD PROBLEMÁTICA

El incremento en los precios de la energía, las limitaciones de capital, los recursos

humanos y la incertidumbre del suministro de energía, han hecho que los estudios

integrales de energía sean una estrategia de gran importancia para la división

industrial ya que permiten optimizar el consumo de energía y reducir al mínimo los

costos de operación, incrementando el nivel de competitividad de las empresas y

además de reducir indirectamente la emisión de gases de efecto invernadero al

medio ambiente ya que se minimiza el uso de combustibles.



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4

1.3 ANTECEDENTES

Kenneth K. Dagde y Beabu Kiasira aplicaron técnicas de integración energética

para monitorear los datos de planta de una refinería, Port Harcourt - Nigeria, con la

finalidad de rediseñar la sección de precalentamiento de la Unidad de Destilación

Primaria. El rediseño mostro una reducción de 14% en el costo total, con cerca de

55.37% y 91.22% de reducción en el costo de servicios de enfriamiento y

calentamiento respectivamente. Mediante la reducción de algunas unidades de

intercambio se logró además una reducción del 16.57% y 2.74% en costos de

operación y costos de capital respectivamente [1].

En un estudio realizado en la Refinería Nynas AB, Suecia, se encontró que

aplicando la tecnología pinch, con la finalidad de investigar oportunidades para

incrementar la eficiencia energética, se pudo reducir la demanda energética del

horno en 24% y reducir en 55% de las restricciones del pinch. Además de

disminuir las emisiones de CO2 en 7,000 toneladas/año debido a la reducción de

la demanda de combustible [2].

Un estudio de optimización de eficiencia energética usando la tecnología Pinch en

una refinería en los estados unidos, Warren- Pensilvania mostro que se podría

lograr ahorros de 1.4 millones de dólares anuales mediante la reducción del

consumo de vapor de la Refinería (50,000 lb/h) [4].

Una investigación realizada utilizando la integración energética mediante el

rediseño de la red de intercambio de calor, de la sección de precalentamiento de

una Unidad de Destilación Primaria de una Refinería en Bangchak de la empresa



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Petroleum Public Company Limited, utilizando un programa de rediseño y un

modelo matemático de programación mostro que se puede conseguir un

considerable ahorro de energía de 41.2 % y el diseño óptimo de la red presento un

Valor Presente Neto (VPN) aproximado de $ 14. 0 millones de dólares [5].

Una análisis energético realizado en la planta de Craqueo Catalítico de la

Refinería de Cartagena, mostro un gran potencial de ahorro en los costos de

operación, los beneficios se estiman en 770,000 $US/año incluyendo la

generación de 6800 lb/h de vapor y la reducción en los consumos energéticos

representados en agua y vapor de media presión, con una inversión de 400, 000

$US y un tiempo de retorno de la inversión de solo 6 meses [6].

En un estudio simultaneo realizado a una columna de destilación de petróleo y su

red de intercambio de calor, mostro que existía un gran potencial para reducir el

consumo de energía y aumentar la capacidad de la unidad con una mínima

inversión de capital. Se obtuvo una disminución del consumo de energía de 22% y

un ahorro de 6, 300, 000 $US/año. La columna de destilación optimizada tiene un

incremento de capacidad de 20% y requiere 94.8 MW de calentamiento. Los

ahorros en el costo de operación son de 1, 900,000 $US/año, relativo al caso

base, con un tiempo de recuperación de la inversión menor de 1 año [7].

Realizando una modificación del tren de precalentamiento de la Unidad de

Destilación de Petróleo de una refinería de Irak basado en la tecnología pinch, se

logró importantes resultados como disminuir el consumo energético del horno en



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9,855 KW, ahorrando 820, 000 $US/año y reduciendo la emisión de gases de

efecto invernadero en 20, 000 toneladas por año [8].

Los resultados encontrados en estudio de integración energética de todas las

unidades de una refinería de petróleo, con la finalidad de incorporar un alto grado

de recuperación de energía, mostro un potencial ahorro de 16% en el consumo de

energía. El rediseño propuesto tiene un tiempo de recuperación de la inversión de

2 años [9].

Utilizando la tecnología pinch y el método MIND (método para análisis de sistemas

energéticos) se realizó un análisis de una Refinería en Suecia y los resultados

muestran que el consumo de vapor puede ser reducido 20% en una red de

intercambio de calor optimizada [10].

Los métodos usados en el diseño de intercambiadores de calor basados en la

tecnología pinch se aplicaron, utilizando una tabla algoritmo mejorada, a una tren

de precalentamiento en una refinería de petróleo en Izmit – Turquía. Una inversión

de 3, 576,627 $US fue necesaria y el tiempo de recuperación de la inversión fue

de solo 1.7 años [11].

Utilizando la tecnología pinch se analizó la red de intercambio de calor de la

Unidad de Destilación de la Refinería Fushun- China, con la finalidad de reducir el

consumo de energía. El rediseño optimo encontrado de la red de intercambio

muestra que se puede ahorrar 664.5 toneladas de combustible estándar por año,

con una inversión para la instalación de nuevas tuberías con un tiempo de

recuperación de la inversión menor de 6 meses [12].



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1.4. MARCO TEÓRICO Y CONCEPTUAL

1.4.1 DESCRIPCION DEL PROCESO [15].

El estudio se enfocó en la Unidad de Destilación Primaria de la refinería Talara, la

cual consiste en dos trenes de intercambiadores de calor, un horno atmosférico y

una columna de destilación.

El crudo pasa a través de una serie de intercambiadores de calor cuyo objetivo es

aumentar la temperatura del crudo hasta 260 °F - 300 °F, con la cual ingresa a la

desaladora. Se utiliza el calor de las corrientes de la columna de destilación para

calentar el crudo (Turbo A-1, Diésel, Reflujo Intermedio, Reflujo de Fondos) con la

finalidad de optimizar el consumo energético de la Refinería.

El crudo precalentado se mezcla con agua para formar una emulsión con el objeto

de asegurar una mezcla homogénea y permitir que exista un contacto íntimo del

agua con las sales que se encuentran en el petróleo. La emulsión formada ingresa

a la desaladora por la parte inferior y se distribuye a través de todo el equipo,

permitiendo un tiempo de residencia adecuado para la remoción de las sales.

El crudo proveniente de la desaladora ingresa al segundo tren de intercambio de

calor, donde principalmente las corrientes que intercambian el calor con el crudo

son el reflujo de fondos y el crudo reducido de la columna de destilación,

aumentando la temperatura del crudo a 430 °F. El crudo entonces es dirigido al

horno donde incrementa su temperatura hasta 630 °F – 670 °F dependiendo del

tipo de crudo y las características de los productos deseados. La temperatura de

salida del horno se controla con el flujo de gas combustible a los quemadores.



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La columna de destilación T-101 cuenta con 38 platos y tres secciones de

diferentes diámetros. La sección superior y la del centro fraccionan destilados y la

sección inferior despoja el crudo reducido.

Por el tope de la columna T-101, a través de la línea de vapores, fluyen, la nafta

liviana y los gases al acumulador D-101, pasando antes por los condensares de

tope. Para combatir la corrosión se inyecta amina neutralizante que reacciona con

los ácidos formados por la hidrolisis de las sales remanentes en el petróleo y

también se agrega amina fílmica para formar una película protectora que no

permita el contacto entre los ácidos formados y las paredes de la columna.

En el acumulador D-101 se separan tres fases, el gas no condensable que es

enviado a la unidad de Recuperación de Gases, la nafta liviana que parte de ella

es enviada como reflujo al tope de la columna T-101 y la otra parte hacia la planta

de tratamientos y el agua en el fondo del acumulador es envida hacia el drenaje o

al tanque de almacenamiento de agua para desalado.

El primer corte lateral de la columna se extrae del plato N° 15, que es de

extracción total. Este corte denominado “Nafta Pesada” es despojado con vapor

sobrecalentado en el despojador T-102A para eliminar la mayor cantidad de

hidrocarburos volátiles. La nafta pesada entonces es enviada a la Planta de

Tratamientos.



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E-106

E-107A/B/C

E-104D/C/B/A

E-105B/A

E-113A E-108D

E-115A/B E-108B

E-110

TA1 T-101 PA1 T-101

Crude oil

306°F

140°F

80°F

174°F

184°F

290°F

108°F 172°F

TRATAMIENTO T-101

E-111A/B/C

RF from E-108A

Reduce crude

RF from E-108C

DIESEL from T-101

DIESEL to storage

198°F

417°F

335°F

308°F

389°F

289°F

355°F 304°F

380°F

528°F

129°F

330°F

218°F 278°F

CR from E-114E/D

208°F 323°F

DesalterTo T-101

55,772 BSPD

172°F

50%

50%

10,611 BSPD 41,500 BSPD

12,522 BSPD

23,500 BSPD

23,500 BSPD

23,600 BSPD

Figura 1. Primer tren de intercambio de calor de UDP.



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E-108A

E-108C

E-116F

E-112

E-114E/D E-116D/E E-114A

E-114C/B E-116A/B/C

251°F

T-101

306°F

297°F

343°F 584°F

392°F

420°F

402°F313°F 338°F

372°F

430°F

518°F

614°F

315°F 340°F 428°F

335°F

Fired Heater B

Fired heater A

Crude oil from Desalter

To E-115A/B

431°F

380°F

389°F

47,000 BSPD

55,772 BSPD

50%

50%

50%

50%

26,300 BSPD

Figura 2. Segundo tren de intercambio de calor de UDP.



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E-111

E-110

E-108

E-109

E-112

E-116

Acid water

NL

Gases to URG

NP

TA-1

Diesel

Reduce crude

Steam 150 psig

Steam 600 psig

Cooling water

18

16

18

24

25

15

23

30

Fired heater

430 °F 665 °F, 20 psig35

38

210 °F 160 °F

V-3

V-4

V-5

Stripper

Stripper

Stripper

630 °F

RR =2

11 psig

3.5 psig3 psig

V-7

V-6

V-8

V-9

PA -2

PA-1

T-101

431 °F

323 °F

290 °F

184 °F

6,831 BSPD

6,831 BSPD

1,700 BSPD

10,611 BSPD

12,522 BSPD

23,600 BSPD

6,500 lb/hr

5,500 lb/hr

55,772 BSPD

P-20

Figura 3. Columna de Destilación Primaria.



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El reflujo intermedio sale del plato N° 18 y es recirculado a través de los

intercambiadores de calor para calentar el crudo, regresando al plato N° 16 y de

esta manera se controla el perfil de temperatura en la columna.

El segundo corte lateral se extrae del plato N° 23 y es denominado Turbo A-1 o

DPM dependiendo de las condiciones de operación de la columna. El producto es

despojando con vapor y es retirado para ser enviado a la Planta de Tratamiento

Caustico, donde se eliminan la mayor cantidad de mercaptanos.

El reflujo de fondos sale del plato N° 25 y es recirculado a través de

intercambiadores de calor y el enfriador, en el caso de ser necesario, regresando

al plato N° 24 de la columna. Mediante el reflujo de fondos se controla la

temperatura de los platos N° 23 y 30.

El tercer corte lateral de la columna se extrae del plato N° 30 y es denominado

“Diésel” que es despojado con vapor en el despojador T-102C. El producto es

enviado a través de intercambiadores de calor y luego hacia los tanques de la

Refinería para su almacenamiento.

El crudo Reducido es despojado con vapor sobrecalentado en los platos N° 35 al

N° 38, situados en el fondo de la torre. Una parte del Crudo Reducido es enviado a

la Unidad de Destilación al Vacío y la otra a los tanques de almacenamiento de la

Refinería para su posterior procesamiento en la Unidad de Craqueo Catalítico [15]



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1.4.2 ANALISIS PINCH

Identificación del calor transferido a través del pinch.

Para determinar la cantidad de calor transferido a través del pinch en la actual red

de intercambio de calor se compara las temperaturas de las corrientes calientes y

frías con sus respectivas temperaturas pinch. Todos los posibles escenarios para

este proceso se muestran en la Figura 1. Note que la línea punteada en cada caso

denota la ubicación del punto pinch y este puede ser asociado con la diferencia de

temperatura. Donde Tp y tp corresponden a la temperatura pinch para la corriente

caliente y fría, respectivamente. Para la corriente fría la temperatura se incrementa

desde ts hasta tt mientras que la temperatura de la corriente caliente disminuye

desde Ts hasta Tt [13].

(a)

(b)

(c)

(d)

(a)

tp

tt ts

Tp

TtTs

tp

Tp

tp

Tp

tp

Tp

tt tstt

tt ts

TtTsTtTs

TtTs

Figura 4. Cuatro tipos de intercambio de calor a través del pinch.

Es obvio que todo el calor en el intercambiador de calor de la Figura 1.4 (a) está

siendo transferido a través del pinch, esto es debido a que la menor temperatura

de la corriente caliente está arriba del pinch mientras que la mayor temperatura de



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la corriente fría está por debajo de pinch. Para el resto de los tres escenarios, solo

una parte del calor es transferido a través del pinch y la cantidad exacta de calor

que se transfiere a través del pinch puede ser calculada mediante las siguientes

formulas:

Donde Qp denota el calor transferido a través del pinch, y FCph y FCpc

representan el flujo de capacidad calorífica de las corrientes calientes y frías,

respectivamente [14].



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1.5 PROBLEMA DE INVESTIGACIÓN

¿Cuál es el rediseño óptimo de la actual red de precalentamiento de la Unidad de

Destilación Primaria que permita disminuir el consumo energético del horno y a la

vez garantice el retorno de la inversión a corto plazo?

1.6 HIPÓTESIS

Realizando un análisis energético del tren de precalentamiento de la Unidad

de Destilación Primaria se encontrará un gran potencial de ahorro

energético que posibilite obtener un rediseño óptimo del tren de

precalentamiento que reduzca el consumo energético del horno y a la vez

garantice el retorno de la inversión a corto plazo.



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1.7 OBJETIVOS

Objetivo general

Determinar el ahorro potencial de consumo energía que presenta la actual

red de intercambio de calor de la Unidad de Destilación Primaria y

proponer mejoras para su aprovechamiento utilizando la metodología

Pinch.

Objetivos específicos

Determinar el número de intercambiadores de calor que se encuentran

dentro de la zona Pinch y la cantidad de calor no aprovechada

eficientemente.

Evaluar el rediseño óptimo de la actual red de precalentamiento de la

Unidad de Destilación Primaria con la finalidad de reducir el consumo de

energía del horno.

Proponer un rediseño de la red de intercambio de calor actual que posibilite

trabajar a una carga máxima de 65, 000 Bbls/día utilizando la mayor

cantidad de intercambiadores disponibles.



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2. MATERIALES Y MÉTODO

2.1 CARACTERIZACIÓN DE LAS CORRIENTES DEL PROCESO.

Se extraen todos los datos necesarios para caracterizar las corrientes de

proceso mediante la observación en campo de las variables operativas

como Temperatura, Presión, Flujo, Calidades, etc.

Se caracterizan todas las corrientes de proceso involucradas en la Unidad

de Destilación Primaria mediante la utilización de un software de Simulación

de Procesos Químicos (CHEMCAD 6.5) junto con los datos de laboratorio o

curvas de destilación ASTM D86.

2.2 BALANCE DE MASA Y ENERGIA DEL PROCESO.

Se realiza una simulación de la Unidad de Destilación Primaria para ajustar

las características de los productos a sus valores reales y hacer el balance

de materia y energía, principalmente para determinar las propiedades de

los reflujos intermedios y de fondos, respectivamente ya que no se cuentan

con datos de laboratorio para caracterizar dichas corrientes.

2.3 CONSTRUCCIÓN DE LA TABLA ALGORITMO. Se hace uso de la metodología Pinch y se construye las curvas compuestas

y la curva compuesta Grand mediante el software de simulación de

procesos químicos CHEMCAD 6.5.

2.4 ANALISIS ENERGETICO DE LA RED DE PRECALENTAMIENTO. Se calcula la eficiencia de la actual red de intercambio de calor y el Horno.



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Se analiza y evalúa el potencial de optimización energética del proceso de

intercambio de calor entre todas las corrientes involucradas.

Se busca la diferencia de temperatura mínima de la red de intercambio de

calor que optimice el costo de inversión y el consumo de energía

2.5 REDISEÑO DEL TREN DE PRECALENTAMIENTO. Se propone un re-diseño de la actual red de intercambio de calor así como

se calcula el monto de inversión, el ahorro anual y el tiempo de

recuperación de la inversión.

2.6 SIMULACIÓN DEL REDISEÑO PROPUESTO. Se proponen mejoras para reducir los costos operativos en la Unidad de

Destilación Primaria mediante la integración energética del proceso y el

análisis de las diferentes corridas para garantizar la flexibilidad de la

operación para futuras modificaciones de capacidad utilizando la simulación

de procesos CHEMCAD 6.5.

2.7. EQUIPOS Y MATERIALES Una computadora portátil o de escritorio.

Libros, Manuales y Revistas de Ingeniería Química e Integración

energética.

Software de Simulación de Procesos Químicos (CHEMCAD 6.5)

Útiles de escritorio.



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3. RESULTADOS Y DISCUSIONES

Este capítulo presenta los resultados encontrados después de realizar el análisis

de integración energético del tren de precalentamiento de la Unidad de Destilación

Primaria. Se presenta las curvas compuestas y Grand Curva Compuesta de las

corrientes de proceso involucradas en el análisis. Se determina la cantidad de

energía óptima de la actual red de intercambio de calor. La red existente fue

analizada y se identificaron los intercambiadores de calor que están transfiriendo

calor a través del pinch. En base a estos resultados se propone un rediseño de la

red de intercambio actual.

3.1 CARACTERIZACIÓN DE LAS CORRIENTES DEL PROCESO

Antes de proceder con el análisis de integración de calor de la Unidad de

Destilación Primaria, utilizando la metodología pinch, se realizó la simulación en

estado estacionario de la columna de destilación UDP en el software CHEMCAD

6.5 con la finalidad de poder caracterizar las corrientes de reflujo intermedio y

reflujo de fondos, ya que no se contaba con datos de laboratorio para dichas

corrientes. Se compararon los resultados obtenidos de la simulación con los datos

reales de planta mediante las curvas TBP a 1 atm de los cortes más cercanos a

estas corrientes, los resultados se muestran en la Figura 5.



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Figura 5. Curva de Destilacion TBP a 1 atm de los productos de UDP; valores reales vs simulación.



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En la Figura 5, se observa que los valores de la simulación se ajustan

adecuadamente a los datos extraídos de planta para los productos tales como el

Turbo A1, Diésel y Residuo de UDP. Mientras que los valores de las curvas TBP a

1 atm de Nafta Liviana y Nafta Pesada tienen una ligera desviación, debido que

para caracterizar estos cortes el rango de temperatura es demasiado pequeño y la

generación de seudocomponentes es limitada. La finalidad de la simulación radica

en poder determinar la características y propiedades físicas del reflujo intermedio y

reflujo fondos, los valores obtenidos en la simulación para estas corrientes se

asume con son cercanos a los reales, debido a que los cortes próximos a cada

reflujo tienen valores muy parecidos a los de laboratorio (Curvas TBP a 1 atm).

En base a la caracterización de los productos y de la carga, estos datos se utilizan

para simular ambos trenes de precalentamiento, en el software de simulación

CHEMCAD 6.5, en función de las temperaturas de entrada y salida de cada

intercambiador de calor y los flujos volumétricos de las corrientes involucradas del

proceso.

Los valores mínimos de consumo de energía objetivos son calculados en base a

un valor elegido para el Delta Tmín. Este parámetro refleja la relación entre la

inversión de capital (el cual generalmente se incrementa a menor Delta Tmín) y los

costos de energía (los cuales disminuyen a menor Delta Tmín). Es posible

explorar y realizar un análisis económico entre estas dos variables y obtener la

Delta Tmín optima, pero en la práctica raramente se utiliza, en su lugar, los valores

de las reglas de oro para Delta Tmín que optimiza esa relación para diferentes



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22

clases de procesos, puede ser aplicada, en el mayor de los casos con un alto nivel

de confiabilidad. [14].

Tabla 1. Regla para Delta Tmin [14].

Tipo de transferencia de calor Rango Delta Tmin Corrientes de proceso y otras corrientes de proceso 50 - 70 °F Corrientes de proceso y vapor 15 - 35 °F Corrientes de procesos y agua de enfriamiento 10 - 35 °F

Se utiliza como servicios auxiliares de calentamiento y enfriamiento un horno de

gas natural y agua de enfriamiento, respectivamente. El consumo de energía

actual de la Unidad de Destilación Primaria principalmente se debe al consumo de

gas natural en el horno que está en el orden de 34,150 KW y el gasto de agua de

enfriamiento es de 7, 172 KW.



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TA1

DIESEL

RI

RF1

Reduce crude

RF2

Crude Oil 1

Crude oil 2

E-116F

Fired heater

E-114A E-116ABC E-114CB E-112 E-116 DE E-114 ED

E-108C

E-108A

E-108D

E-108B

E-110 E-113A

E-115AB

E-106

E-104 DCBA

Figura 6. Actual red de intercambio de calor de UDP en diagrama de rejilla.



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3.2 CURVA COMPUESTAS

Se seleccionó para este estudio una Delta Tmín = 60 °F de acuerdo al tipo de

proceso, en este caso una refinería de petróleo. Como el Cp de las corrientes de

proceso varia con la temperatura, las curvas compuestas de las corrientes se

generó en el software CHEMCAD 6.5 ya que permite graficar dichas curvas

considerando las variaciones de Cp con la temperatura. Las curvas compuestas

se muestran en la Figura 7.

Figura 7. Curvas compuestas de las corrientes frías y calientes.



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Como se observa en la Figura 7, el punto pinch se localiza donde la distancia

vertical entre las curvas compuestas de calentamiento y enfriamiento es mínima.

Con el valor de Delta Tmín elegido de 60 °F, la temperatura pinch del sistema es

369 °F para las corrientes de procesos frías y 429 °F para las corrientes de

proceso calientes, respetivamente.

Las curvas compuestas muestran que el proceso tiene una demanda mínima de

calentamiento de 27,754 KW y una demanda mínima de enfriamiento de 776 KW.

Observando la diferencia entre los valores de la demanda energética mínima con

los actuales es posible establecer un potencial ahorro de 6396 KW.

3.3 GRAND CURVA COMPUESTA.

La Grand curva compuesta permite observar el flujo de energía en el proceso para

un diseño con la máxima recuperación de calor, además de tener un panorama

general sobre el requerimiento de servicios auxiliares así como identificar las

posibles limitaciones del rediseño de la red de intercambio de calor. Como se

puede observar en la Figura 8, la temperatura pinch del sistema es representado

acá a 369°F. Se observa que principalmente existe una gran demanda de

calentamiento en el sistema por encima de los 430 °F. En el sistema solo se

identifica un solo punto pinch, por lo tanto el rediseño de actual red de intercambio

de calor tiene un gran potencial de ahorro y no hay limitaciones con respecto al

pinch.



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Figura 8. Grand Curva compuesta de la red actual de intercambio de UDP.

3.4 CALOR TRANSFERIDO A TRAVÉS DEL PINCH.

El calor total transferido a través del punto pinch es de 6396 KW, este valor puede

ser calculado mediante la diferencia entre las temperaturas de las corrientes

calientes y frías con las respectivas temperaturas pinch. Los resultados de los tres

intercambiadores principales que se encuentran intercambiando calor a través del

pinch se muestran en la Tabla 2.



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Tabla 2. Intercambiadores de calor principales en el punto pinch.

ID del Intercambiador Calor transferido en el pinch (KW)

E-110 2978

E-116 A/B/C 1900

E-114 A 1301

TOTAL 6179

La transferencia de calor a través del pinch se produce principalmente en el

intercambiador de calor E-110, E-114 A y E-116 A/B/C.

Existe una pequeña cantidad de calor transferido a través del pinch en los

intercambiadores E-108 A y E-108 C, con una transferencia total de 217 KW. La

cantidad de calor es pequeña comparado con las otras corrientes del proceso así

que probablemente no será económicamente factible considerarlo el rediseño de

la red de calor. Los intercambiares de calor que están transfiriendo calor a través

del pinch se identifican en la siguiente figura.

El intercambiador E-110 corresponde al 47 % del calor transferido a través del

punto pinch, los intercambiadores de calor E-116 A/B/C representan el 30% de la

transferencia a través del punto pinch y el intercambiador E-114 A representa el

20% del calor total en el punto pinch. Mientras que los intercambiadores E-108 A y

E-108 C solo reprendan el 3% de la transferencia total y por esta razón no fueron

considerados en el análisis.



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TA1

DIESEL

RI

RF1

Reduce crude

RF2

Crude Oil 1

Crude oil 2

E-116F

Fired heater

E-114CB E-112 E-116 DE E-114 ED

E-108C

E-108A

E-108D

E-108B

E-113A

E-115AB

E-106

E-104 DCBA

E-114A E-116ABC

E-110

306 °F 175 °F 140 °F

620KW

2566KW

290 °F 209 °F 184 °F

1770KW

6225KW

80 °F108 °F

172 °F

431 °F

431 °F

380 °F

389 °F

355 °F

389 °F

3131KW

2607KW

1499KW

5862KW

218 °F278 °F304 °F

184 °F304 °F 172 °F

528 °F 417 °F 129 °F330 °F

4782KW

2390KW3302KW

614 °F 584 °F 518°F 420 °F

392 °F 372 °F 343 °F

335 °F 308 °F

251 °F306°F313 °F338 °F402 °F430 °F

428 °F 340 °F 315 °F 297 °F 251 °F

3984KW

5548KW 1495KW 1054KW

1492KW 411KW

1335KW

1816KW34150KW

Figura 9. Identificación de los intercambiadores de calor en el punto pinch.



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3.5 REDISEÑO

Para el rediseño de la actual red de intercambiadores de calor se utilizó una

metodología basada en el estudio de las restricciones del pinch elaborado por

Bao-Hong Li y Chuei-Tin Chang [13].

Una vez determinada las temperaturas pinch de las corrientes calientes y frías, el

calor transferido a través del pinch y los intercambiadores de calor involucrados.

Se divide las cargas de calor para cada corriente para ambos lados del pinch,

sobre el punto pinch y debajo del punto pinch como se muestra en la Figura 10.

Una vez divido las cargas para cada corriente, estas se agrupan con la finalidad

de emparejarlas con las cargas correspondientes siempre y cuando se cumplan

las reglas de oro del análisis pinch. Para evitar divisiones extras de las corrientes

por debajo del pinch, las cargas próximas al pinch se trasladan lo más lejos de

este punto y de esa manera se pueden emparejar adecuadamente.

Para las corrientes por encima del pinch se decidió emparejar la corriente de

Diésel y la corriente de Crudo Desalado, con un intercambio máximo de calor de

2978 KW. La corriente de Crudo Reducido intercambiara calor con la corriente de

Crudo Desalado en los intercambiadores E-114 A y E-116 A/B/C, intercambiando

un calor total de 9053 KW con la finalidad de re-utilizar estos intercambiadores de

calor. Una vez efectuado en balance de energía para las corrientes encima del

punto pinch se encuentra que la temperatura final del Crudo antes del Horno se

incrementa de 430 °F hasta 475 °F. Existiendo un incremento de temperatura de



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35 °F que corresponderá a una disminución en el consumo de Gas Natural en el

Horno de UDP.

Para las corrientes debajo del punto pinch se aplicó un procedimiento similar con

la finalidad de emparejar las cargas calientes con las cargas frías. Se trasladaron

las cargas cercanas al pinch hacia el extremo de las corrientes de Crudo Desalado

y se procedió a emparejar estas cargas con las corrientes de Diésel (ER-101) y

Reflujo intermedio (ER-102), respectivamente.

Para completar la carga calórica de la corriente de Crudo antes de la desaladora

esta corriente se emparejo con la corriente de Crudo Reducido, intercambiándose

un calor total de 1188 KW.

Después del rediseño de la red de intercambio de calor se observa que los

requerimientos de servicios auxiliares de calentamiento y enfriamiento son 27972

KW y 1696 KW, respectivamente. El calor ahorrado en el horno de UDP es de

6178 KW. Respecto al requerimiento de agua de enfriamiento de 1696 KW, esta

cantidad de calor se explica por la cantidad adicional de calor que suministra la

corriente de Crudo Reducido de 700 KW aproximadamente con la finalidad de

cumplir con las restricciones del pinch.

El rediseño propuesto permite un ahorro de US$ 1.25 millones de dólares por año.

El tiempo de recuperación de la inversión es de solo 4 meses. El rediseño

propuesto del tren de precalentamiento de UDP permite además disminuir las

emisiones de gases de efecto invernadero en 12, 400 TM por año.



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TA1

DIESEL

RI

RF1

Reduce crude

RF2

Crude Oil 1

Crude oil 2

E-116F

Fired heater

E-114CB E-112 E-116 DE E-114 ED

E-108C

E-108A

E-108D

E-108B

E-113A

E-115AB

E-106

E-104 DCBA

E-114A E-116ABC

E-110

306 °F 175 °F 140 °F

620KW

2566KW

290 °F 209 °F 184 °F

1770KW

6225KW

80 °F108 °F

172 °F

431 °F

431 °F

380 °F

389 °F

355 °F

389 °F

3131KW

2607KW

1499KW

5862KW

218 °F278 °F304 °F

184 °F304 °F 172 °F

528 °F 417 °F 129 °F330 °F

4782KW

2390KW3302KW

614 °F 584 °F 518°F 420 °F

392 °F 372 °F 343 °F

335 °F 308 °F

251 °F306°F313 °F338 °F402 °F430 °F

428 °F 340 °F 315 °F 297 °F 251 °F

1900KW

1780KW 1495KW 1054KW

1492KW 411KW

1335KW

1816KW34150KW

324KW2978KW

3984KW 479KW5069KW

2084KW

3768KW

429 °F

369 °F

Figura 10. División de cargas calóricas de cada corriente arriba y debajo del pinch.



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TA1

DIESEL

RI

Reduce crude

RF2

Crude Oil 1

Crude oil 2

E-116F E-114CB E-112 E-116 DE

E-108C

E-108A

E-108D

E-108B

E-113A

E-115AB

E-106

E-104 DCBA

E-114A E-116ABC

ER-104

306 °F 175 °F 140 °F

620KW

2566KW

290 °F 194 °F

6225KW

80 °F108 °F

172 °F

431 °F

380 °F

390 °F

356 °F

278 °F

3179KW

2570KW

1499KW

5862KW

240 °F278 °F304 °F

198 °F304 °F 172 °F

528°F 360 °F 129 °F279 °F

2390KW2119KW

614°F 584°F 518°F 399°F 380°F 344°F 293 °F

285 °F317 °F 251 °F416°F444°F

505°F 270 °F343 °F 326 °F 251 °F

1915KW

1070KW1597KW 1023KW

1864KW

1335KW

1861KW27972KW

5011KW

2078KW

3997KW

429 °F

369°F

431°F

475°F655°F

276 °F

178 °F

218 °F

1188KW

343 °F 316 °F

1076KW

ER-101

E-110ER-102

ER-103

RF1431 °F

701KW

Figura 11. Rediseño propuesto del tren de precalentamiento de UDP.



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E-106

E-107 A/B/C

E-114 D/C/B/A E-113A E-108D

E-115A/B E-108B

E-110

TA1 T-101 RI T-101

CRUDO

306°F

140°F

80°F

187°F 194°F

268°F

108°F 172°F

TRATAMIENTO T-101

E-166

T-101

RF DEL E-108A

CRUDO REDUCIDO A

VACIO

RF DEL E-108C

DIESEL T-101

DIESEL TANQUES

198°F

279°F

343°F

292°F

380°F

278°F

356°F 304°F

381°F

360°F

129°F

316°F

218°F 278°F

CR DEL E-114E/D

ER-101

240°F

178°F

E-105B/A

184°F

Figura 12. Primer tren de calentamiento de UDP con el rediseño propuesto.



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E-108A

E-116F

E-112

E-116E/D ER-104

E-114C/B E-114A

251°F

317°F

380°F

528°F

399°F

500°F

416°F369°F

380°F

444°F

584°F

614°F

343°F 369°F 505°F

343°F

Fired Heater B

Fired heater A

Crudo desalado

To E-115A/B

431°F

381°F

389°F

47,000 BSPD

55,772 BSPD

50%

50%

50%

26,300 BSPDER-102

ER-103

E-116A/B/C

429°F

429°F

360°F

285°F

270°F 326°F

431°F

Diesel de T-101

Reflujo de fondos de T-101

Reflujo intermedio de T-101

To E-115A/B

Crudo reducido de T-101

290°F

276°FA Intercambiadores E-114 D/C/B/A

E-108C

Figura 13. Segundo tren de calentamiento de UDP con el rediseño propuesto.



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4. CONCLUSIONES

El número de intercambiadores que están transfiriendo calor a través del

pinch son 4 principalmente y una cantidad total de calor de 6396 KW está

siendo transferida a través del punto pinch.

El rediseño óptimo de la actual red de intercambio de calor de la Unidad de

Destilación Primaria, posibilita un ahorro de 1.25 millones de dólares por

año incrementando la temperatura de entrada del horno en 35 °F de 430 °F

hasta 475 °F.

El costo total de inversión de las modificaciones y del área adicional para la

red de intercambio de calor representa una cantidad de US$ 378, 661 y el

tiempo de recuperación de la inversión es de solo 4 meses.

El rediseño propuesto del tren de precalentamiento de la Unidad de

Destilación Primaria permite disminuir en 12, 400 TM por año las emisiones

de gases de efecto invernadero.



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5. RECOMENDACIONES

Realizar ensayos de laboratorio ASTM D86 para caracterizar las corrientes

de reflujo intermedio y reflujo de fondos con la finalidad de obtener

resultados más exactos y confiables.

Simular los intercambiadores de calor de la Unidad de Destilación Primaria

de manera rigurosa, teniendo en cuenta la geometría de los

intercambiadores de calor, para de esa manera tener en cuenta la influencia

de la caída de presión en el análisis pinch.

Instalar medidores para registrar las temperaturas de entrada y salida de los

intercambiadores de calor de todas las corrientes de proceso involucradas,

así como la presión de salida y entrada para de esa manera tener un

control y registro de la eficiencia del tren de precalentamiento.

Realizar un análisis de integración energética en todas las unidades

operativas de Refinería Talara con la finalidad de identificar potenciales

ahorros de energía a través de la metodología pinch.

Realizar un análisis pinch para las diferentes corridas de la Unidad de

Destilación Primaria con la finalidad de determinar un rediseño óptimo del

tren de calentamiento.

Simular en estado estacionario el resideño propuesto del tren de

precalentamiento de UDP para garantizar que la operación sea adecuada y

disminuir los riesgos operativos.



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6. REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS

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Research. Vol 49, pp. 3967-3971

[14]. Alan P. Rossiter. 2010. “Improve energy efficiency via heat integration”.

Chemical Engineering and Processing, AIChe- December 2010. pp. 33-42



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[14] “Manual de operación de la Unidad de Destilación Primaria de Refinería

Talara. Impresión 2013.



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ANEXO 1

A. Estimación de emisiones de gases de efecto invernadero.

Una de las metodologías para la cuantificación de emisiones de gases de efecto

invernadero o GEI es la norma ISO 14064, parte 1. Esta norma fue desarrollada

de acuerdo con el protocolo Greenhouse Gas Protocol (GHG Protocol). El GHG

Protocol, del World Resources Institute y el World Business Council for

Sustainable Development, es uno de los protocolos más utilizados a escala

internacional para entender, cuantificar y gestionar las emisiones de GEI. Ambos

documentos constituyen las referencias más importantes en esta materia.

Para el cálculo de las emisiones de gases de efecto invernadero se basara en

CO2 equivalente (CO2 eq), que incluyen los seis gases de efecto invernadero

recogidos en el protocolo de Kioto: dióxido de carbono (CO2), metano (CH4),

óxido de nitrógeno (N2O), hidrofluorocarburos (HFC), perfluorocarburos (PFC) y

hexafloururo de azufre (SF6).

Tabla 3. Factores de conversión.

Combustible Factor de Conversión

Gas natural(m3) 10,65 kWh/Nm3 de gas natural

Gas butano(kg) 12,44 kWh/kg de gas butano

Gas propano(kg) 12,83 kWh/kg de gas propano

Gasoil(litros) 11,78 kWh/kg de gasoil

Fuel(kg) 11,16 kWh/kg de fuel

GLP genérico(kg) 12,64 kWh/kg de GLP genérico

Carbón nacional(kg) 5,70 kWh/kg de carbón nacional

Carbón de importación(kg) 7,09 kWh/kg de carbón de importación

Coque de petróleo(kg) 9,03 kWh/kg de coque de petróleo Fuente: Guía práctica para el cálculo de emisiones de gases de efecto invernadero (GEI) – 2011.



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Para calcular las emisiones asociadas a la combustión de los combustibles, debe

aplicarse el factor de emisión que corresponda, de acuerdo con los datos

siguientes:

Tabla 4. Factores de emisiones.

Combustible Factor de Emisión

Gas natural (m3) 2,15 kg CO2/Nm3 * de gas natural

Gas butano (kg) 2,96 kg CO2/kg de gas butano

Gas propano (kg) 2,94 kg CO2/kg de gas propano

Gasoil (litros) 2,79 kg CO2/l de gasoil8

Fuel (kg) 3,05 kg CO2/kg de fuel

GLP genérico (kg) 2,96 kg CO2/kg de GLP genérico

Carbón nacional (kg) 2,30 kg CO2/kg de carbón nacional

Carbón de importación (kg) 2,53 kg CO2/kg de carbón de importación

Coque de petróleo (kg) 3,19 kg CO2/kg de coque de petróleo Nm3: Metros cúbicos de gas natural en condiciones normales de presión y temperatura. Fuente: Guía práctica para el cálculo de emisiones de gases de efecto invernadero (GEI) – 2011.

Considerando una eficiencia del horno de gas natural de 80%, el consumo de gas

natural que se ahorra, después del rediseño del tren de precalentamiento, se

puede calcular de la siguiente manera:

Q = (QA – QD)/0.8

Q = (34150KW – 27972KW)/0.8

Q = 6178 KW/0.8 = 7722.5 KW

El tiempo de operación continua de la refinería se considera 330 días y 30 días como parada de planta para mantenimiento de las unidades operativas.

Tiempo = 330*24*3600 = 28512000 segundos.

La energía total necesaria para ese tiempo de operación es igual:

ET = Q*Tiempo

ET = (7722.5) (28512000)

ET= 220183920000 KJ



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Multiplicando por el factor de conversión:

F = 10.65 KW (3600 s) / Nm3 = 38340 KJ/Nm3

Volumen de Gas Natural = ET*F = 220183920000 KJ / 38340 KJ/Nm3

Volumen de Gas Natural = 5742930 Nm3 / año

Multiplicando este valor por el factor de emisión obtenemos:

Emisiones, TM = 5742930 Nm3 (0.00215824 TM/Nm3)

Emisiones (TM) = 12,395 TM / año.

1.4.3 ANALISIS ECONOMICO

La inversión total incluye el costo de capital de los nuevos intercambiadores de

calor tanto como el costo de instalación, ingeniería y costos de contingencia. El

costo de la inversión se calcula de acuerdo al método presentado por Sinnot &

Towler (2009). El costo del equipo CE es estimado de acuerdo a la Ecuación (1)

donde a y b son constantes, n es el factor de escala específico para el tipo de

intercambiador, S (m^2) es el área del intercambiador de calor. Los costos de

capital son calculados de las tablas de años recientes y actualizados de acuerdo a

los valores de los índice de costos (cost index) de la revista Chemical engineering

[9].

(1)

El costo de capital no involucra ningún costo por la instalación del equipo y tiene

que ser multiplicado por un factor de instalación. La ecuación (2) describe el

cálculo del costo de instalación total considerando el factor de instalación.



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(2)

Tabla 5. Factores para la estimación de un proyecto de capital fijo.

ID Facto de instalación CE

Fer Levantamiento del equipo 0.3

fp Tuberias 0.8

fi Instrumentación y control 0.3

fel Electricidad 0.2

fc Civil 0.3

fs Estructural y construcción 0.2

fl Aislamiento y pintura 0.1

fm Acero al carbono 1

Adicionalmente a estos factores, se debe incluir el costo de ingeniería que

corresponde al 30% del costo de capital del equipo.

B. Calculo de ahorro de combustible en el horno de UDP.

Considerando el precio de Gas Natural de 6.0 dólares / MMBTU al cual compra la refinería, se tiene:

ET= (220183920000 KJ) / (1.05505585262 KJ/BTU)= 208694 MMBTU

Ahorro anual = 189723 *6.0 = 1, 252, 164 dólares / año.

C. Calculo del Costo de Inversión Total.

Para determinar el área adicional de los 4 intercambiadores de calor que se agregan a la red de intercambio de calor actual, se hace uso del simulador de procesos CHEMCAD 6.5.

El área total calculada es de 423.3 m2, considerando un área adicional de 100 m2 para todos los otros intercambiadores de calor que necesitan modificarse,



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obtenemos 523.3 m2, con este valor se calcula el costo total de inversión mediante las siguientes ecuaciones:

Área ER-104 = 141.2

Área ER-103 = 142.4

Área ER-102 = 43.7

Área ER-101 = 96.0

(1)

CE = US$ 108,189

(2)

Costo Total de inversión = 108, 189 * 3.5

Costo Total de Inversión = US$ 378, 661

Resultando en un costo total de inversión de US$ 378, 661.

Para calcular el tiempo de recuperación de la inversión se divide el costo total de inversión entre el ahorro anual.

Tr = 12* CTI / AA

Tr = 12*378, 661 / 1, 252, 164 = 4 Meses.



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Diseño del Intercambiador de calor ER-104

Geometry Data Heat Transfer Data Exchanger Class R Effective Transfer Area m2 141.20

Exchanger Type AEL Area Required m2 135.04 Shell I.D. ft 1.77 Excess % 4.56 Shell in Series 1 COR LMTD F 72.82

Shell in Parallel 1 Overall Coefficient (Calculated) Btu/hr-ft2-F 96.00

Number of Tubes 396 Overall Coefficient (Service) Btu/hr-ft2-F 91.82 Tube Length ft 20.00 Heat Calculated kJ/s 3114.18 Tube I.D. ft 0.05 Heat Specified kJ/s 2978.40 Tube O.D. ft 0.06 Shell Side Film Coefficient Btu/hr-ft2-F 220.79 Tube Pattern TRI60 Tube Side Film Coefficient Btu/hr-ft2-F 395.17 Tube Pitch ft 0.08 Shell Side Fouling hr-ft2-F/Btu 1.0000E-03 Number of Tube Passes 2 Tube Side Fouling hr-ft2-F/Btu 1.0000E-03 Number of Baffles 21 Tube Wall Resistance hr-ft2-F/Btu 6.1623E-04 Baffle Center Spacing ft 0.8885 Fin Resistance hr-ft2-F/Btu Baffle Cut, % Diameter 23 Baffle Type SSEG Baffle spacing definition Edge-Edge Thermodynamics and Others K model Peng-Robinson Fluid Dynamics Data H model Peng-Robinson Shell Side Pressure Drop psi 3.0552 Data Source Library Tube Side Pressure Drop psi 2.7172 Number of Components 91 Average Shell Side Velocity ft/sec 1.55 Calculation Mode Design Average Tube Side Velocity ft/sec 5.22



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Geometry Data Heat Transfer Data Exchanger Class R Effective Transfer Area m2 142.37

Exchanger Type AEL Area Required m2 142.36 Shell I.D. ft 1.77 Excess % 0.00 Shell in Series 1 COR LMTD F 20.52





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Geometry Data Heat Transfer Data Exchanger Class R Effective Transfer Area m2 43.72 Exchanger Type AEL Area Required m2 42.97 Shell I.D. ft 1.10 Excess % 4.00 Shell in Series 1 COR LMTD F 126.01





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Geometry Data Heat Transfer Data Exchanger Class R Effective Transfer Area m2 96.02 Exchanger Type AEL Area Required m2 92.56 Shell I.D. ft 1.44 Excess % 3.65 Shell in Series 1 COR LMTD F 75.53





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facultad de ingenierÍa quÍmica escuela de ingenierÍa

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