recuperaciÓn de energÍa en proceso de producciÓn...

PONTIFICIA UNIVERSIDAD CATÓLICA DE VALPARAISO FACULTAD DE INGENIERIA ESCUELA DE INGENIERIA QUIMICA

PROYECTO PARA OPTAR AL TITULO DE INGENIERO CIVIL QUIMICO

RECUPERACIÓN DE ENERGÍA EN PROCESO DE PRODUCCIÓN DE ÁCIDO SULFÚRICO

Planta de Ácido Sulfúrico Codelco Chile-División Ventanas

Alumno: Vincenzo Sartori Estévez

Profesor Guía: Horacio Aros Meneses

Tutor Codelco:

Rubén Herrera

2012

Agradecimientos

A mis padres Raul y Maria Teresa, quienes me ayudaron incondicionalmente,

me apoyaron en los momentos difíciles y me dieron palabras de aliento para lograr

este gran paso.

A mi hermano Franco, por su cariño y confianza.

A Gabriela, por su amor y cariño, que en todo momento me dio su apoyo,

mantuvo su Fe en mí y me aconsejo e incentivo cuando fue necesario.

Finalmente agradecer al profesor Horacio Aros por su ayuda y disposición.

Resumen

La realización de esta memoria de titulo tiene como objetivo diseñar un proceso

de recuperación de energía para la Planta de Ácido de la División Ventanas de

CODELCO CHILE

Se inició la memoria la búsqueda del marco teórico, en el cual se estudio la

recuperación de energía en la industria, los tipos de recuperación y el tipo de energía

disponible en plantas de ácido de doble absorción y finalmente se analizaron

sistemas de recuperación de energía existentes.

Posteriormente para poder diseñar un sistema acorde a las necesidades, se

evaluó la situación energética, que tuvo el objetivo de obtener datos energéticos

reales a la hora del diseño de un sistema de recuperación de energía. El trabajo

consistió en medir, analizar y comparar la información obtenida con los valores de

diseño de la planta de ácido de la División Ventanas, la cual mostro que existen dos

nodos importantes de recuperación de energía térmica en la planta de ácido. El

primer nodo es el sistema de circulación de ácido, el cual esta subdivido en dos

circuitos:

- Calor transferido en el “lavado de gases”, con un aporte térmico a las aguas

de enfriamiento de 14.336 KW.

- Calor transferido en el “secado de gases” y “absorción de gases”, con un

aporte térmico a las aguas de enfriamiento de 42.684 KW.

El segundo nodo lo representan los intercambiadores gas-aire del sistema de

conversión de SO2 a SO3, con un aporte a energético de 2.984 KW.

Después de conocer la situación energética de la Planta de Ácido de la División

Ventanas se diseño un sistema de recuperación de energía, el cual recupera calor

del ácido de circulación de la absorción intermedia (Torre K6), con el objetivo de

generar agua a 62°C, para ser usado en: calefacción de electrolito, precalentamiento

de agua fresca de alimentación a calderas y calefacción de otros procesos,

permitiendo un ahorro en el consumo de gas en calderas y en la evaporación de

agua (Torre W11).

Finalmente se realizó una evaluación económica al sistemas de recuperación de

energía diseñado, obteniéndose un capital total de inversión de 444.750 USD,

genera un ahorro en los costos operacionales de las calderas a gas y evaporación de

agua de 237.828 USD/año, resultando finalmente una recuperación de la inversión

de 2 años.

Índice

Capítulo 1..…………………………………………………………………………….………1

1.1. Introducción ………………………………………………………………………...…...1

1.1.1. Enfoque de la Eficiencia Energética ……..………………………………...1

Capítulo 2 ……………………………………………………………………………………..4

2.1. Definición de Objetivos ………………………………………………………………...4

2.1.1. Objetivo General………………………….………………………………….. 4

2.1.2. Objetivos Específicos…………………….………………………………….. 4

2.2. Antecedentes Generales de Codelco-Chile …………………………………………7

2.3. Antecedentes de Codelco División Ventanas…………..……………………………8

2.3.1. Planta de Ácido Sulfúrico …………………………………………….…...…9

Capítulo 3 ……………………………………………………………………………………15

3.1. Marco Teórico …………….………………………………………………………...…15

3.1.1. Recuperación de Energía en la Industria….…...………………………...15

3.1.2. Recuperación de Energía en una Planta de Ácido..……...……………..16

3.1.2.1. Energía de Alto Grado..................................………...………...16

3.1.2.2. Energía de Bajo Grado.................................………...………...17

3.1.2.3. Recuperación en distintos tipos de Plantas..........…..………...17

3.1.3. Sistemas para Recuperación de Energía de Bajo Grado.................…..19

3.1.3.1. Sistema ORC................................................………...………...19

3.1.3.2. Generación de Vapor a Baja Presión.............................……...23

Capítulo 4 ……………………………………………………………………………………31

4.1. Evaluación de la Situación Energética.........................................………………..31

4.1.1. Lavado, Secado y Absorción de Gases…………………………………...31

4.1.1.1.Mediciones y cálculos realizados…………………….……….....32

4.1.2. Intercambiadores Gas-Aire…………….…………………………………...51

4.1.2.1.Mediciones y cálculos realizados…………………….……….....52

Capítulo 5 ……………………………………………………………………………………54

5.1. Diseño de Sistema de Recuperación de Energía................................................54

5.1.1. Sistema de Recuperación de Calor "circuito ácido fuerte"...…..…...…...55

5.1.1.1. Descripción del sistema…………………….………...................55

5.1.1.2. Usos para el agua a 62°C obtenida……….………...................56

5.1.2. Diseño operacional de nuevos intercambiadores de placas …………...59

5.1.3. Diseño operacional de bomba para intercambiadores nuevos………...70

5.1.4. Análisis de operación bombas P10/1-2 y P70/1-2…………………….…83

5.1.4.1. Análisis Bombas P10/1-2…….…………….……...….................83

5.1.4.2. Análisis Bombas P70/1-2…….…………….……...….................96

5.1.5. Evaluación Económica....…………………………………………………108

5.1.5.1. Capital Total de Inversión…….…………….……….................108

5.1.5.2. Ahorro Generado y Recuperación de la Inversión………......110

Capítulo 6.………………………………………………………………………………….111

6.1. Conclusiones………………………………..……………………………………….111

6.2. Bibliografía …………………………………..……………………………………….116

Anexo I....…………………………………………………………………………………..118

Anexo II.…………………………………..………………………………………………..141

Anexo III.……….…………………………………………………………………………..146

Índice de Figuras

Figura 1. Esquema General de Captación de Gases……...……………...…………...10

Figura 2. Esquema General Limpieza Húmeda.…………………………...……...……11

Figura 3. Esquema General Secado y Absorción……..………………...……………...12

Figura 4. Esquema General Etapa de Contacto ………………………………………..14

Figura 5. ORC con líquido refrigerante de freón.……………………………………….20

Figura 6. Esquema del sistema HRS……………………………………………………..25

Figura 7. Esquema del sistema HEROS…………………………………………………28

Figura 8. Perfil de temperatura para flujo contracorriente……………………………...42

Figura 9. Esquema actual del circuito de la Torre W11………………………………...54

Figura 10. Esquema general del nuevo sistema de recuperación de calor……........56

Figura 11. Esquema del aprovechamiento de agua caliente generada......................57

Figura 12. Factor térmico para intercambiadores de placas (Alfa Laval)…………….65

Figura 13. Esquema de nueva bomba para sistema propuesto………………………70

Figura 14. Esquema de bombas P10/1-2 (operación actual)…………….…………....83

Figura 15. Esquema de bombas P10/1-2 (operación para nuevo sistema)................88

Figura 16. Esquema de bombas P70/1-2 (operación actual)......................................96

Figura 17. Esquema de bombas P70/1-2 (operación para nuevo sistema)..............102

Índice de Tablas

Tabla 1. Capacidades de cada planta por División de Codelco ……….................…...5

Tabla 2. Capacidades de plantas de ácido para Fundiciones en Chile………......…..6

Tabla 3. Capacidades de plantas de ácido no relacionadas a fundiciones............…..6

Tabla 4. Costos estimativos por unidad del Sistema ORC……..……………………...21

Tabla 5. Resumen de Ventajas/Desventajas del Sistema ORC……………………....22

Tabla 6. Parámetros de vapor para Sistema HRS y HEROS…...……………….........28

Tabla 7. Resumen de Ventajas/Desventajas del Sistemas HRS y HEROS......…….30

Tabla 8. Parámetros operacionales y calores de diseño (ácido)................................33

Tabla 9. Parámetros operacionales y calores de diseño (agua).................................33

Tabla 10. Valores reales W1/1-3 (lado ácido)…..……………………….................…..35

Tabla 11. Valores reales W20 (lado ácido).............................................................…35

Tabla 12. Valores reales W7/1-2 (lado ácido)……………….................................…..36

Tabla 13. Valores realesW21/1-4 (lado ácido).…………........……........…...…………37

Tabla 14. Valores reales W8 (lado ácido)..............................................................….38

Tabla 15. Valores reales W9 (lado ácido)…...............................................................39

Tabla 16. Resumen de los calores reales promedio.....................................………...39

Tabla 17. Factores de ensuciamiento normales………………………………………..44

Tabla 18. LMTD, U y Rd, de diseño (lado agua).........................................................45

Tabla 19. Valores reales temperatura W1/1-3 (lado agua)...…….…………………….46

Tabla 20. Valores reales W20 (lado agua)………......………………………………..…46

Tabla 21. Valores reales W7/1-2 (lado agua)…………...…………………….……...…47

Tabla 22. Valores reales W21/1-4 (lado agua)………………………………….....……47

Tabla 23. Valores reales W8 (lado agua)…………………………………………….….48

Tabla 24. Valores reales W9 (lado agua)………………………………….…………….48

Tabla 25. LMTD, U y Rd reales calculados ………………………………………….….49

Tabla 26. Comparación entre diseño, cálculo realizado al ácido y agua de ∆H….....50

Tabla 27. Parámetros de diseño para intercambiadores W26 y W27………………..51

Tabla 28. ∆H reales calculados para el intercambiador W26………………………....52

Tabla 29. ∆H reales calculados para el intercambiador W27…………………………52

Tabla 30. Resumen comparativo................................................................................53

Tabla 31. Ventajas/Desventajas del sistema de recuperación de calor......................58

Tabla 32. Opciones de flujos totales para el diseño de intercambiadores nuevos.....59

Tabla 33. Tipos de intercambiadores de placas y flujos máximos de operación……60

Tabla 34. Propiedades físicas y condiciones de operación para los fluidos…………61

Tabla 35. Resistencias a la incrustación placas.........................................................62

Tabla 36. Características de algunas de las placas standard "Alfa Laval"…….……64

Tabla 37. Resumen comparativo de potencias requeridas de bombas....................107

Tabla 38. Capital Total de Inversión para nuevo sistema de recuperación…...…...109

Tabla 39. Resumen de energía térmica real disponible en la PA……………….......113

1

Capitulo 1

1.1. Introducción

La recuperación de energía es un factor determinante en la competitividad

económica de las empresas, de su responsabilidad ambiental y en definitiva, de su

grado de sustentabilidad. Es necesario formar e incorporar gestores energéticos en

nuestra sociedad para garantizar diagnósticos, el establecimiento de procedimientos

y, sobre todo, conseguir reducir nuestra intensidad energética para incrementar

nuestra competitividad económica.

El concepto de eficiencia energética consiste en un conjunto de acciones que

permiten optimizar la relación entre la cantidad de energía consumida y los productos

y servicios finales obtenidos. Esto se puede lograr a través de la implementación de

diversas medidas operacionales y/o inversiones.1

1.1.1. Enfoque de la Eficiencia Energética

1) Aplicación o mejora de tecnologías: Consiste en adquirir nuevas tecnologías

que mejoren energéticamente los procesos productivos o diseñar y fabricar

productos que utilicen menos energía, como es el caso de refrigeradores,

ventiladores, ampolletas eficientes y otros productos que hoy están disponibles en

el mercado. También es en algunos casos es posible optimizar la tecnología

existente, actualizando sus aplicaciones o mejorando su uso.1

2

2) Gestión de los recursos: Para tener conciencia de ahorro y eficiencia energética

es necesario lograr una buena administración de los recursos existentes y

además si es indispensable, incorporar nuevos equipos con tecnologías que

optimizan el consumo de energía, a fin de ahorrar o recuperar energías

reutilizables, tales como la electricidad y la energía térmica disipada. Además una

gestión enfocada en la eficiencia energética, promueve el uso eficiente de los

recursos, consumo, tiempo de operación, mediante la capacitación y creando

conciencia en las personas.1

3) Mejorar hábitos culturales en las personas: A través de ella podemos adoptar

conductas que ayuden a realizar un consumo eficiente en nuestros hogares,

escuelas, lugar de trabajo, etc. El uso inteligente y eficiente de la energía permite,

además de ahorrar, disminuir la dependencia energética, bajar costos de

operación en la industria, reducir la contaminación, mejorar la calidad de vida y

aliviar el bolsillo de los consumidores.1

Es por esta razón y frente a las nuevas necesidades energéticas actuales y a fin

de mejorar la sustentabilidad en 2005, el Gobierno de Chile impulsó y convocó la

participación de una serie de actores públicos y privados, encargando al Ministerio de

Economía, Fomento y Reconstrucción la puesta en marcha e implementación del

“Programa País de Eficiencia Energética” (Anexo III).

Codelco Ventanas interesado en optimizar la operación de sus procesos, solicito

la realización del estudio “Recuperación de energía en el proceso de producción de

ácido sulfúrico”. Además, la búsqueda de tecnologías de eficiencia energética para

este proceso debe seguir el enfoque que tiene el “Plan de Eficiencia Energética” de

Codelco (Anexo III).

3

A continuación, en el Capítulo 2 se nombran los objetivos del trabajo realizado,

además, se presentan, las plantas de ácido sulfúrico existentes en Chile,

antecedentes generales de Codelco-Chile y finalmente se explica el proceso de la

planta de ácido de Codelco División Ventanas.

4

Capitulo 2

2.1. Definición de Objetivos

2.1.1. Objetivo General

Realizar un estudio para recuperación de energía en el proceso de producción

de ácido sulfúrico de la Planta de Acido de la División Ventanas de Codelco Chile

ubicada en Puchuncaví, mediante el diseño de un sistema de recuperación de

energía.

2.1.2. Objetivos Específicos

• Análisis del Marco Teórico

• Determinar y cuantificar la cantidad de energía disponible en el proceso de la

Planta de Ácido a ser reutilizable.

• Diseñar un sistema de recuperación de energía enfocado a las necesidades

de la Planta de Ácido de la División Ventanas.

• Evaluar económicamente el sistema diseñado.

5

A continuación, en las Tablas 1, 2 y 3 se presentan las plantas de ácido

existentes en Chile, de Codelco Chile, de otras empresas relacionadas a fundición de

cobre y plantas de ácido no relacionadas a la fundición de cobre; en donde se

menciona la capacidad de producción de ácido sulfúrico en toneladas por día, el tipo

de absorción (simple/doble) y el tipo de tecnología que utilizan.

Tabla 1. Capacidades de cada planta por División de Codelco, en toneladas métricas de ácido por día.

División Planta Capacidad (Ton/Día)

Tipo de Absorción

Tecnología

N°1 720 Simple MECS

N°2 2.040 Simple Lurgi (Outotec)


Codelco Norte


Salvador Potrerillos 1.500 Simple Lurgi (Outotec)

Ventanas Ventanas 1.200 Doble Hugo Petersen

Caletones

(Planta N°1)

1.500 Simple Lurgi (Outotec)

Teniente

Caletones

(Planta N°2)

2.300 Simple Chemetics

Fuente: Codelco-Chile - 2010

6

Tabla 2. Capacidades de plantas de acido para Fundiciones en Chile, en toneladas métricas de ácido por día.

Empresa Fundición Planta Capacidad (Ton/Día)

Tipo de Absorción

Tecnología

Anglo American

Chagres Chagres 1.500 Doble MECS

N°1 280 Simple Mechim S.A. ENAMI Paipote

N°2 560 Simple Panamerican

N°1 2.040 Simple Lurgi (Outotec) Xstrata Copper

Altonorte

N°2 2.040 Doble Lurgi (Outotec)

Fuente: www.sulphuric-acid.com, www.anglochile.cl – 2010

Tabla 3. Capacidades de plantas de acido no relacionadas a fundiciones de cobre, en toneladas métricas de ácido por día.

Empresa Planta Capacidad (Ton/Día)

Tipo de Absorción Tecnología

N°1 104 Simple Haldor Topsoe Molymet N°2 170 Simple Haldor Topsoe

NordAcid Mejillones 2.000 Doble Outotec

Enap Refinerías Aconcagua 15 Simple Chemiebau

Complejo Industrial

Molynor S.A. Mejillones 170 Simple Haldor Topsoe

Fuente: www.sulphuric-acid.com - 2010

7

2.2. Antecedentes Generales de Codelco-Chile

Codelco es el primer productor de cobre del mundo y posee, además, cerca del

veinte por ciento de las reservas mundiales del metal rojo.2

El nombre Codelco representa a la Corporación Nacional del Cobre de Chile,

una empresa autónoma propiedad del Estado chileno, cuyo negocio principal es la

exploración, desarrollo y explotación de recursos mineros de cobre y subproductos,

su procesamiento hasta convertirlos en cobre refinado, y su posterior

comercialización.2

Posee activos propios por más de US 20.279 millones y un patrimonio que en

2010 ascendió a US$4.531millones. Codelco, en el 2010, produjo 1,76 millón de

toneladas métricas de cobre refinado (incluida su participación en el yacimiento El

Abra). Esta cifra equivale al 11% de la producción mundial. Su principal producto

comercial es el cátodo de cobre grado A.2

La compañía está conformada por siete Divisiones mineras: Chuquicamata,

Radomiro Tomic, El Teniente, Andina, Salvador y Ventanas, a la que se suma la

recientemente creada División Ministro Hales que aún no está operativa. A lo anterior

se agrega su filial Minera Gaby S.A. que entró en operaciones el 2008.

Además, participa con un 49% en la operación El Abra, en sociedad con

Freeport MacMoRan. Codelco posee además otras asociaciones mineras orientadas

a la explotación geológica, tanto en Chile como en el exterior.2

8

2.3. Antecedentes de Codelco División Ventanas

La División Ventanas se encuentra ubicada en la localidad de Las Ventanas,

comuna de Puchuncaví, a unos 164 kilómetros de Santiago y unos 50 de Viña del

Mar, en el sector norte de la provincia de Valparaíso.3

La construcción de este plantel industrial se inició a fines de 1950 y fue

inaugurado en 1964. Se eligió ese emplazamiento debido a la disponibilidad de agua

y cercanía con los puertos de Quintero y Valparaíso para el embarque de sus

productos, y dada su relativa equidistancia con los centros y proyectos mineros de

esa época.3

La iniciativa del traspaso de Ventanas a Codelco fue acordada por las

autoridades del Gobierno con ambas empresas y con la participación de sus

organizaciones laborales, y requirió la dictación de la Ley 19.993 que lo permitiera. Y

así concluyendo su traspaso de ENAMI a Codelco Chile en el año 2005.3

La producción de Ventanas en el año 2011 alcanzó a 390.923 toneladas

métricas de cobre electrolítico. Así mismo, por el procesamiento de los barros

anódicos de la refinería en la planta de metales nobles, se produjeron 150.060 kilos

de plata y 4.125 kilos de oro, y la planta de ácido produjo 348.502 toneladas de ácido

sulfúrico.3

La capacidad de fusión de concentrados de Ventanas fue de 412.772 mil

toneladas métricas secas para el año 2008.3

9

2.3.1. Planta de Ácido Sulfúrico

La planta de ácido sulfúrico de Codelco División Ventanas inició su operación el

año 1990 que permitía tratar los gases generados en la fundición. El diseño inicial

solo permitía tratar los gases provenientes de la fusión en el Convertidor Teniente,

88.000 Nm3/h y 8,5% de SO2.4

El año 1997 la planta ácido fue modificada para procesar el 90% de los gases

generados por la fusión y conversión de 420.000 toneladas de concentrados de

cobre conteniendo 27% de azufre, 125.000 Nm3/h y 10% de SO2, mejorando la

absorción de simple a doble.4

El año 2001 para fundir 420.000 toneladas de concentrados conteniendo 31%

de azufre se modifican los sistemas de retiro e intercambio de calor.4

Durante la mantención general de 2010 la planta es modificada nuevamente

para el aumento de la capacidad de tratamiento de gases, provenientes de las

campanas de CT y CPS, operando el soplador actual (V-10) a su máxima capacidad.

Esto genero un aumento del flujo de procesamiento de gases de 125.000 a 140.000

Nm3/h, para producir 10.000 toneladas anuales adicionales de ácido sulfúrico,

logrando así tratar el 94% del azufre procesado en fundición. Obteniendo el beneficio

ambiental en la reducción de la emisión azufre de 2.000 toneladas anuales.4

10

I. Captación, Manejo y Limpieza de Gases

Los gases son captados desde la fundición mediante dos sistemas de gases

independientes.5

La sección de Captación y Limpieza seca aspira los gases desde la boca del CT

y los CPS de la fundición, retirando las partículas sólidas arrastradas desde la

fundición mediante equipos que las precipitan electrostáticamente (PEE).5

A continuación, en la Figura 1 se presenta el esquema general de la Captación

de Gase.

Figura 1. Esquema General de Captación de Gases.

11

II. Limpieza Húmeda de Gases

Los gases calientes a 340°C que pasaron por la limpieza seca a través de los

PEE, son enfriados y se retiran las partículas sólidas no captadas en la etapa

anterior.5 Consta de 4 etapas, las cuales se explican a continuación.

Las etapas son las siguientes:

• Humidificación y Enfriamiento (K1): Los gases son enfriados hasta 80°C y

lavados con una solución de ácido sulfúrico débil (30-50%).

• Remoción de gotas de ácido (F4): Evita el arrastre excesivo de acido.

• Enfriamiento de los gases y retiro de los halógenos (K20 y K2): Enfría los

gases a 38°C, condensando el agua y los halógenos en el líquido de lavado.

• Retiro de neblina ácida: Los gases contienen pequeñas partículas aersoles, las

cuales son retiradas por precipitadores electrostáticos húmedos.

A continuación, en la Figura 2 se muestra el esquema general de la Limpieza

Húmeda

Figura 2. Esquema General Limpieza Húmeda.

12

III. Sección de Secado de Gases

Consiste en dos torres de absorción ubicadas en serie (K3 y K4), a través de los

cuales pasa el flujo de gases. En cada una de estas torres, los gases entran en

contacto con un flujo descendente de ácido sulfúrico concentrado al 80% y 98.5%

respectivamente.5

• Torre de Secado Primario (K3): Es utilizada para remover la mayor

parte del contenido de agua desde los gases que salen de la limpieza

húmeda.

• Torre de Secado Secundario (K4): Remueve los últimos vestigios de

agua aún presente en los gases y asegurar la sequedad de estos.

A continuación, en la Figura 3 se muestra el esquema general de Secado y

Absorción de Gases.

Figura 3. Esquema General Secado y Absorción.

13

IV. Soplador Principal

Los gases secos, limpios y carentes de neblinas ácidas tras salir de la torre de

secado secundario son aspirados y descargados por el soplador principal V-10, hacia

la etapa de contacto.5

El Soplador principal de la planta de ácido, succiona los gases desde los

precipitadores electrostáticos secos, esto es antes de la primera torre de lavado, K1,

y los mueve a través de los distintos equipos de las etapas de lavado y secado,

descargándolos a través de los equipos de las secciones de contacto y absorción.5

V. Sección de Contacto y Absorción de SO3

Procesa dióxido de azufre gaseoso en forma auto-térmica cuando las

concentraciones se encuentren en rangos de 7 a 12% en volumen, convirtiéndolo en

trióxido de azufre. La conversión es del tipo de doble absorción en orden 3/1, esto

significa los gases que salen del tercer lecho catalizador conteniendo

aproximadamente un 90% de SO3 pasa por una torre de absorción intermedia (K6),

que absorbe el SO3 en H2SO4, enviando el SO2 sin convertir al cuarto y último lecho,

para entrar en la torre absorción final de SO3 (K5).

14

Figura 4. Esquema General Etapa de Contacto

VI. Sistema de Enfriamiento

Las etapas de Lavado, Secado y Absorción de gases generan calor, la planta

cuenta con un sistema de enfriamiento, provistos por dos circuitos de agua de

enfriamiento, un circuito para enfriar los ácidos de la etapa de Lavado (ácido débil),

que incluye la Torre W25, y otro circuito para las etapas de Secado y Absorción

(ácido fuerte), que incluye la Torre W11.5

A continuación, en el Capitulo 3 se analiza la eficiencia energética en la industria

y se explican diferentes aspectos generales relacionados a la recuperación de

energía en plantas de ácido de doble absorción.

15

Capitulo 3

3.1. Marco Teórico

3.1.1. Recuperación de Energía en la Industria

El costo de la energía constituye uno de los factores que tiene mayor incidencia

dentro de los costos totales de producción. El uso correcto del consumo energético

permite a las empresas alcanzar una mayor productividad.6

Por esta razón, el conocimiento de cómo la empresa maneja su energía, como

la consume en sus procesos, cuanto esto repercute en sus costos, su posición

relativa respecto a otras empresas similares y las posibles mejoras para disminuir los

costos energéticos son aspectos fundamentales en la optimización económica y

productiva de las industrias.6

Es de real importancia tener el conocimiento de los datos generales de

producción, y datos energéticos tales como: consumo eléctrico y térmico, de los

gastos energéticos por bloques de la planta de proceso y la descripción de los

equipos y sus consumos energéticos individuales.

En el Anexo III se describe la gestión de Codelco y otras empresas relacionadas

al rubro de las fundiciones de cobre frente a la eficiencia energética.

16

3.1.2. Recuperación de Energía en Plantas de Ácido Sulfúrico de doble absorción

Existen dos formas de recuperación de energía para plantas de ácido: energía

de alto grado (generación de vapor a alta presión) y bajo grado (generación de vapor

a baja presión o calefacción de soluciones), y su aplicación dependerá del tipo de

energía que disponga la planta de ácido.8

La energía disponible en una planta de ácido sulfúrico depende de la forma que

sea generado el ácido, esto puede ser quemando azufre mineral o captando los

gases de escape de una fundición de cobre; siendo esto un factor determinante al

momento de seleccionar un proceso de recuperación de energía.8

3.1.2.1. Energía de Alto Grado

El exceso de calor en una planta de ácido sulfúrico debe ser recuperado de la

forma energética más alta posible, que por lo general es vapor sobrecalentado a alta

presión. El vapor sobrecalentado a alta presión puede ser utilizado en un

turbogenerador para la producción de energía eléctrica.8

Además, el vapor de baja presión extraído de la turbina puede ser utilizado para

calentamiento de soluciones, el cual una vez enfriado y condensado es recirculado al

circuito de vapor de alta presión.8

17

3.1.2.2. Energía de Bajo Grado

La recuperación de energía de bajo grado es compleja, debido que es difícil

encontrar un uso de la energía que sea coherente con los requisitos de una planta y

el medio ambiente. En la mayoría de los casos esta energía de bajo grado es

simplemente descargada al medio ambiente a través de un sistema de agua de

enfriamiento o el aire circundante.8

Los usos para este tipo de energía se enfocan principalmente en la mayoría de

los casos a recuperación del calor aportado por el sistema de circulación de ácido y

generación de vapor a baja presión.8

3.1.2.3. Recuperación para distintos tipos de Plantas de Ácido Sulfúrico

Quemado de azufre

En plantas de quemado de azufre de doble absorción, la combustión de azufre

libera cerca del 56 % del total del calor generado. Este calor es el adecuado para la

producción de vapor de alta presión.8

El calor liberado en la planta se distribuye en el proceso como energía de alto

grado, como energía de bajo grado, como calor contenido en el gas de escape y en

el ácido producto.8

18

La zona de recuperación de energía de alto grado en una planta con quema de

azufre está ubicada inmediatamente después del quemador de azufre, pues esta

reacción es la que genera mayor energía.8

La recuperación de calor como energía de alto grado se realiza a través de una

caldera recuperadora de calor, con la cual se genera vapor de alta presión. Además,

en la zona del convertidor catalítico puede extraerse parcialmente energía de alto

grado. Se puede extraer energía de bajo grado en la zona de las torres de absorción

y torre de secado.8

Fundición de Cobre

En una doble absorción para un proceso de fundición de cobre, con un rango de

7-12% de SO2, el 94% de la energía de la planta sale del sistema en forma de calor

desde el ácido de circulación. El 6% restante sale de la planta en el gas y el ácido

producto.8

Toda la energía generada a partir de la conversión de SO2 a SO3 se utiliza para

calentar el gas frio de la salida del soplador a la temperatura de entrada del primer

lecho del reactor y recalentar el gas frio de la absorción intermedia.8

En una planta de ácido de este tipo solo es posible una recuperación de energía

de bajo grado en las torres de absorción y secado, y parte podría realizarse en la

planta de limpieza de gases.

19

Esta energía podría ser utilizada para el calentamiento de soluciones de

lixiviación o para el calentamiento de soluciones utilizadas en una refinería

electrolítica adjunta.

En el caso de la planta de ácido de Codelco División Ventanas, solo se dispone

de energía de bajo grado, la cual según estudios previos pretende ser utilizada en el

calentamiento de electrolito para la Refinería Electrolítica a una temperatura de 62°C.

3.1.3 Sistemas para Recuperación de Energía Bajo Grado

3.1.3.1. Sistema ORC (Organic Rankine Cycle)

El concepto es similar a un Ciclo Rankine tradicional, la diferencia es que en

lugar de vapor de agua el sistema ORC vaporiza un fluido orgánico (aceites de

silicona, hidrocarburos y fluorocarbonos). El sistema transforma energía térmica en

energía mecánica y finalmente en energía eléctrica a través de un generador

eléctrico.8

Funcionamiento de un Sistema ORC

El proceso se basa en un ciclo termodinámico, en donde una fuente de calor calienta

el fluido térmico en un circuito cerrado. El fluido orgánico caliente se expande en el

módulo del circuito cerrado del ciclo. El líquido orgánico se evapora en un sistema de

intercambio de calor adecuado (precalentador y evaporador).

20

El vapor orgánico se expande en la turbina, produciendo energía mecánica, y

transformándola en energía eléctrica a través de un generador. El vapor es enfriado

por agua en un circuito cerrado y condensado. El agua se puede utilizar para

diferentes aplicaciones que requieran calor.11

La potencia eléctrica generada en este tipo de plantas es de 0,5 MW para una

unidad, lográndose alcanzar hasta 5 MW, instalando varias unidades en paralelo.11

Para una planta de ácido de fundición de cobre se puede aprovechar el calor

generado por el sistema de ácido de circulación.

Debido a que estas plantas se utilizan normalmente para la recuperación de

líquidos de baja temperatura de flujo de calor (por debajo de los 250 °C en la fuente

caliente), la eficiencia eléctrica varía ampliamente, dependiendo de las temperaturas

de la fuente de calor y otras condiciones específicas, que va desde 8% a un 18%.

Figura 5. ORC con líquido refrigerante de freón.8

21

En la Figura 5 se observa que el fluido orgánico de trabajo (limitado únicamente

a un circuito cerrado y libre de fugas) es precalentado y vaporizado con la fuente de

calor (ácido de recirculación) en el precalentador y evaporador respectivamente.

Análisis al Sistema ORC

La implementación de este proceso consistiría en remplazar con un bypass (en

caso de falla es posible volver sistema actual) los intercambiadores de calor de

placas de las torres de absorción, haciendo pasar el ácido por el sistema ORC para

generar electricidad. Una vez que el “ácido frío” sale es de este sistema, sería

devuelto a las torres absorción.

La electricidad generada podría alimentar en un porcentaje el consumo del

Soplador Principal V10 (3,0 MW).

A continuación, en la Tabla 4 se presentan los costos estimativos para un

Sistema ORC.

Tabla 4. Costos estimativos por unidad del Sistema ORC.

Costo por unidad (0,5 MW) Sistema ORC

USD Capital Fijo Directo 72.000 Capital Fijo Indirecto 28.800 Capital de Trabajo 17.800 Capital Total Inversión 118.600

22

A continuación, en la Tabla 5 se muestran las ventajas y desventajas para la

implementación de un Sistema ORC.

Tabla 5. Resumen de Ventajas/Desventajas del Sistema ORC.

Ventajas Desventajas

Generación de energía eléctrica, la

cual podría ser utilizada para

alimentar al Soplador Principal V10,

utilizando varias unidades en

paralelo.

Ahorro de aguas de enfriamiento y

disminución en la evaporación.

Optimo solo para bajas cantidades

de calor, como generación de

energía eléctrica domiciliaria, con

energía geotérmica.

En la operación actual no existen

plantas de ácido que utilicen este

sistema, por ende no está probado.

En el caso de utilizar freón, este es

un clorofluorocarbono (CFC) y

según el “Protocolo de Montreal”

relativo a las sustancias que agotan

el ozono. Se cree que el freón es

uno de los compuestos

responsables por el agotamiento de

la capa de ozono.15

23

3.1.3.2. Generación de Vapor a Baja Presión

El concepto se basa en un sistema de absorción de ácido de paso intermedio a

altas temperaturas. El ácido caliente se enfría en una caldera, para generación de

vapor saturado. La cantidad de vapor generado dependerá de:

• Temperatura del gas de proceso que entra en el sistema de absorción8.

• La cantidad de agua que es absorbida en el sistema de secado del ácido. 8

• Grado de conversión de SO2 a SO3 antes de la absorción.8

• Precalentamiento del agua alimentada a la caldera.8

1. Sistema HRS (Heat Recovery System)

MECS lo introdujo comercialmente en 1987, tomando lugar en una torre de

absorción intermedia en una planta de absorción de doble o simple. Se puede

generar vapor saturado hasta presiones de 10,5 Kg/cm2 (150 psi).8

Funcionamiento del Sistema HRS

Este sistema consiste en una torre de absorción de alta temperatura de dos

etapas (dos capas de relleno), una bomba de arranque, una bomba de circulación,

un dilusor de ácido, una caldera de tubos y enfriadores de ácido de recuperación de

calor. El ácido caliente entra en la primera etapa de aproximadamente 165°C y una

concentración de H2SO4 del 98,5%.8

24

A medida que el ácido baja a través del relleno se pone en contacto con el gas

que fluye hacia arriba con contenido de SO3. El SO3 se absorbe en el ácido

aumentando su concentración a casi el 100% de H2SO4 y la temperatura a 200°C.

El ácido desciende hasta la parte inferior de la torre y entra a la bomba de

arranque adjunta que circula el ácido a la caldera donde se enfría el ácido a unos

160°C, mientras que se genera vapor.

El ácido "frío" que deja la caldera se diluye con agua retornado a la

concentración del 98,5% de H2SO4. El dilusor de ácido es un equipo especialmente

diseñado para mezclar ácido sulfúrico caliente y el agua.8

El calor de las diluciones eleva la temperatura del ácido de nuevo hasta la

temperatura de entrada de 165 °C antes de que sea devuelto a la parte superior de la

primera etapa.8

El gas de proceso que deja la parte superior de la primera etapa todavía

contiene SO3 sin absorber por el ácido sulfúrico concentrado caliente debido a que

no se encuentra en las condiciones óptimas para la absorción de SO3. La segunda

etapa de relleno está diseñada para absorber el SO3 restante.8

Un pequeño chorro de ácido desde el sistema de absorción final se alimenta a la

parte superior del relleno de la segunda etapa y se distribuye al relleno. La

concentración y la temperatura del ácido están en los niveles convencionales para

que el absorbedor se asegure de que todo el SO3 sea absorbido.8

25

El ácido de la salida de la segunda etapa cae directamente hacia abajo en la

sección de la primera etapa en donde se mezcla con el ácido caliente.8

El gas de proceso que deja la segunda etapa pasa a través de eliminadores de

niebla de alta eficiencia antes de que se le vuelva a subir a la temperatura a la

entrada de la capa final del reactor.8

El ácido caliente se refrigera en un enfriador de ácido por el calentamiento de

agua de alimentación de la caldera. Además el enfriamiento del ácido y la

recuperación de calor se pueden realizar mediante la instalación de otro enfriador

en serie que caliente el agua desmineralizada que alimenta un desaireador.8

A continuación, en la Figura 6 se observa el esquema básico del Sistema HRS,

en el que se incluye la torre intermedia de absorción de relleno de dos etapas y la

caldera de vapor a baja presión.

Figura 6. Esquema del Sistema HRS.8

26

2. Sistema HEROS

El sistema de Outotec, HEROS ha sido desarrollado para la recuperación de la

energía de un sistema de absorción de ácido con especial énfasis en la facilidad de

operación y altos niveles de seguridad. Fue puesto en marcha por primera vez en

1989.14

El sistema consta de un absorbedor venturi con su propio sistema de circulación

de ácido, una torre de absorción intermedia convencional sigue al absorbedor

venturi. El calor de la absorción se recupera en su mayoría en el absorbedor venturi

para la producción de vapor a baja presión en una caldera de diseño especial.

El sistema permite adaptar la producción de vapor a la demanda de vapor real a

través de un bypass a la torre de absorción intermedia.

Funcionamiento del Sistema HEROS

HEROS es un sistema de circulación de ácido independiente que usa ácido

sulfúrico con una concentración de entre 98.5% y 99%. A causa de la absorción del

SO3 y su reacción con agua introducida en el venturi, la temperatura del ácido se

eleva a 205°C.8

Alrededor del 95% del SO3 contenido en el gas es absorbido en la sección de

venturi, lo que significa que la concentración de ácido sulfúrico tiene que ser

monitoreada y controlada en el circuito del venturi.8

27

El resto del SO3 es absorbido de la torre de absorción de relleno. Después de

que el gas sale de la parte superior de la sección del relleno, pasa al eliminador de

neblina.8

Se añade agua de dilución al ácido caliente en el fondo del absorbedor venturi

para controlar la concentración del ácido. La dilución del ácido aumenta la

temperatura del ácido. El ácido caliente fluye desde la parte inferior del absorbedor

venturi a un depósito de una bomba centrífuga vertical sumergida que alimenta a la

caldera de vapor ácido.8

Acido caliente circula a través del lado de los tubos del hervidor de tipo caldera.

Se genera baja presión de vapor saturado en el lado de la carcasa de la caldera. El

ácido frio vuelve a la tapa del absorbedor venturi.8

El nivel en el depósito de la bomba es controlada por el cruce de corrientes de

ácido al relleno del absorbedor. El calor contenido en el flujo de ácido caliente puede

ser recuperado pasando el ácido a través de un refrigerador utilizado para

precalentar el agua de alimentación de calderas.8

Una característica del sistema de HEROS es que si la sección de recuperación

de energía del sistema no está funcionando, la planta puede seguir funcionando solo

con la torre de relleno absorbiendo todo el SO3 en el gas.14

A continuación, en la Figura 7 se observa un esquema básico del

funcionamiento del Sistema HEROS propuesto por OUTOTEC.

28

Figura 7. Esquema del Sistema HEROS.8

Parámetros de operación de Sistemas HRS y HEROS

A continuación, en la Tabla 6 según estudios realizados por HATCH para la

División Ventanas, este sistema podría obtener vapor con las siguientes

características:

Tabla 6. Parámetros del vapor para Sistema HRS y HEROS.

Ítem Unidad HRS (MECS) HEROS (Outotec)

Vapor Ton/Hr 40 44

Presión barg 10 8

Temperatura °C 200 176

Condición - Saturado Saturado

Fuente: HATCH

29

El vapor serviría con los requerimientos totales o parciales de vapor para la

refinería electrolítica (450-550 ton/día), dependiendo de las necesidades.

Sin embargo, se debe destacar que se requiere del rediseño del proceso

principal de la Planta de Ácido, esto representa riesgos importantes, debido a que es

una instalación antigua, generando nuevos parámetros operacionales para los cuales

el sistema no está preparado, como por ejemplo, las temperaturas más altas del

ácido a la cual trabajaría HRS (160-200°C) y HEROS (180-205°C), pudiéndose

provocar fallas en la torre de absorción final y en el peor de los casos el colapso de

los equipos de mayor antigüedad.

Análisis de ventajas y desventajas para HRS y HEROS

A modo de referencia, la nueva planta de ácido de Mejillones NordAcid

contemplo una inversión total estimada de 110.000.000 USD. Según estimaciones

entregadas por HATCH y bibliografía la implementación de los sistemas HRS o

HEROS representa un 10% del capital de inversión de una planta de ácido nueva.

Tomando el costo la referencia de NordAcid, la generación de vapor de este tipo

sistemas fluctúa alrededor de los 11.000.000 USD.

A continuación, en la Tabla 7 se muestran las ventajas y desventajas para los

sistemas de generación de vapor a baja presión HRS y HEROS.

30

Tabla 7. Resumen de Ventajas/Desventajas del Sistemas HRS y HEROS.


HRS

(MECS)

500 Ton/día de vapor a bajar presión útil para alimentar a refinería electrolítica.

Ha recuperado confiable-mente vapor de presión intermedia de las plantas del ácido sulfúrico por más de 20 años.

El diseño original de la planta de ácido no está preparado para soportar nuevos tempera-turas de entre 160 y 200°C.

En caso de falla, es necesaria la detención del proceso completo.

Alto costo de inversión.

HEROS

(OUTOTEC)

600 Ton/día de vapor a bajar presión útil para alimentar a refinería electrolítica.

En caso de falla el proceso principal continua operando.

El diseño original de la planta de ácido no está preparado para soportar nuevos tempera-turas de entre 180 y 205°C.

Alto Costo de inversión.

Una vez estudiado el marco teórico se evaluó la situación energética del

proceso, a fin de obtener datos reales de energía disponible en los puntos

específicos en donde se pueda recuperar energía, la cual es analizada en detalle en

el Capitulo 4.

31

Capitulo 4

4.1. Evaluación de la situación energética de la Planta de Ácido Sulfúrico de Codelco División Ventanas

En la planta de ácido de División Ventanas se pueden diferenciar principalmente

dos nodos importantes para el aprovechamiento térmico como medida de

reutilización energética:

• Energía térmica transferida a las aguas de enfriamiento en el Lavado, Secado

y Absorción de Gases.

• Energía térmica disipada a la atmosfera en intercambiadores Gas-Aire en el

proceso de Conversión.

4.1.1. Lavado, Secado y Absorción de Gases

Para analizar la distribución energía térmica en la planta de ácido fueron

realizados dos estudios, en primer lugar una medición y análisis con los parámetros

operaciones para el lado del ácido en los intercambiadores de placas de los dos

sistemas de enfriamiento (Torre W11 y W25).

En segundo lugar para respaldar el análisis por el lado del ácido, se realizo una

medición y análisis por el lado del agua en los intercambiadores de placas, lo que

32

incluyo el cálculo del factor de ensuciamiento, debido a que este es un aspecto

importante por las características propias de los sistemas de agua.

4.1.1.1. Mediciones y cálculos realizados

1) Ácido de circulación

Se genera una transferencia de calor importante hacia las aguas de enfriamiento

de las Torres de W25 y W11 de los circuitos de ácido débil y ácido fuerte

respectivamente. El intercambio de calor se genera de en los intercambiadores de

calor de placas en:

• Torres de Lavado de Gases: K2 y K20

• Torre de Secado Primario: K3

• Torres de Absorción Intermedia:K6

• Torre de Absorción Final: K5

• Estanque de ácido producto: B6

A continuación se presentan como referencia la Tabla 8 y Tabla 9 las cuales

muestran los parámetros operacionales de diseño para el ácido y el agua de los

intercambiadores de calor de placas de las torres lavado, secado y absorción de

33

gases, acordes con la ampliación de la capacidad de tratamiento de gases realizada

en 2010.

Tabla 8. Parámetros operacionales y calores de diseño de intercambiadores de calor de placas entregados por Hugo Petersen (Lado del ácido).

T° Entrada T°Salida FEntrada FSalida � Entrada � Salida Q=ΔH Q=ΔH Intercambiador

°C °C m3/h m3/h Kg/m3 Kg/m3 kW GCal/hr

W1/1-3 (Torre K2) 57 38 910 910 1.000 1.000 -21.504 -18,5

W20 (Torre K20) 57 38 388 388 1.000 1.000 -9.416 -8,1

W7/1-2 (Torre K3) 57 36 420 415 1.688 1.709 -7.815 -6,7

W21/1-4 (Torre K6) 95 65 1.245 1.245 1.767 1.796 -31.164 -26,8

W8 (Torre K5) 88 50 425 425 1.769 1.806 -7.647 -6,6

W9 (Estanque B6) 83 37 41 38 1.769 1.821 -1.537 -1,3

-79.083 -68,0

Tabla 9. Parámetros operacionales y calores de diseño de intercambiadores de calor de placas entregados por Hugo Petersen (Lado del agua).

T° Entrada T°Salida FEntrada FSalida � Entrada � Salida Q=ΔH Q=ΔH Intercambiador

°C °C m3/h m3/h Kg/m3 Kg/m3 kW GCal/hr

W1/1-3 (Torre K2) 20 39 996 996 1.000 1.000 21.504 18,5

W20 (Torre K20) 20 40 400 400 1.000 1.000 9.416 8,1

W7/1-2 (Torre K3) 20 38 385 385 1.000 1.000 7.815 6,7

W21/1-4 (Torre K6) 20 42 1.220 1.220 1.000 1.000 31.164 26,8

W8 (Torre K5) 20 44 274 274 1.000 1.000 7.647 6,6

W9 (Estanque B6) 20 46 52 52 1.000 1.000 1.537 1,3

79.083 68,0

34

La Tabla 8 y Tabla 9 servirán como referencia la medición de los parámetros

reales y posterior cálculo de los calores reales en cada intercambiador de calor.

En una primera instancia fueron medidas la temperatura y el flujo del ácido,

desde el sistema de control de la Planta de Acido en distintas ocasiones.

Con los valores medidos se calculó las entalpías reales del ácido (calores

reales) según la siguiente fórmula.9

ácidoentradasalidaácidoácidoácido TTcpmH )( −∗∗=Δ

A continuación se presentan tablas con las mediciones de temperatura y flujo y

los resultados de los cálculos realizados para el calor transferido en los

intercambiador de calor de placas de la planta de ácido de la División Ventanas.

I. Lavado de Gases: Torres K2 y K20

La torre de K2 que recibe 2/3 de los gases y consta de tres intercambiadores de

calor de placas (W1/1-3), mientras que la torre K20 que recibe 1/3 de los gases

opera solo con un intercambiador de calor de placas (W20).

El agua utilizada para enfriar el ácido de los intercambiadores W1/1-3 y W20

corresponde al circuito del sistema de enfriamiento de la Torre W25.

35

Tabla 10. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del ácido en intercambiadores W1.

Entrada Salida ∆H Fecha Día-Mes-Año °C °C KW

05-07-2010 51,5 42,2 -11.735

12-07-2010 51,8 42,2 -12.122

19-07-2010 53,4 44,1 -11.745

26-07-2010 51,3 42,3 -11.364

02-08-2010 48,5 39,9 -10.861

Promedio 51,3 ± 1,77 42,1 ± 1,49 -11.565 ± 476,3

Los cálculos realizados para la Tabla 10 se encuentran presentes en el Anexo I.

Tabla 11. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del ácido en intercambiador W20.


05-07-2010 47,4 39,1 -2.439

12-07-2010 47,5 39,6 -2.302

19-07-2010 47,4 40,6 -1.986

26-07-2010 46,8 39,6 -2.069

02-08-2010 43,4 36,2 -2.093

Promedio 46,5 ± 1,75 39,0 ± 1,67 -2.178 ± 186,7


36

II. Secado de Gases: Torre K3

Las torres K3 y K4 cumplen el objetivo de secar los gases y retirar el agua

contenida en ellos. De estas torres solo requiere el retiro de calor excedente la torre

de secado primaria K3, debido que es la que hace la mayor parte del trabajo.

K3 opera con dos intercambiadores de calor de placas (W7/1-2) para enfriar el

ácido de recirculación con agua del sistema de refrigeración en flujo contracorriente

El agua utilizada para enfriar el ácido de los intercambiadores W7/1-2




05-07-2010 68,0 50,0 -6.058

12-07-2010 76,0 49,2 -9.295

19-07-2010 77,5 49,5 -9.449

26-07-2010 74,0 49,1 -8.629

02-08-2010 74,9 47,7 -9.093

Promedio 74,1 ± 3,64 49,1 ± 0,86 -8.505 ± 1.402,1

Los cálculos realizados para Tabla 12 se encuentran presentes en el Anexo I.

37

III. Absorción: Torre K6 y K5

Las torres K5 y K6 cumplen la función de absorber el SO3 formado en el grupo

contacto y generar H2SO4 al 98,5%. La torre intermedia K6 se encuentra ubicada

después de la tercera capa del reactor C1 y opera con cuatro intercambiadores de

calor de placas, los W21/1-4.

El agua utilizada para enfriar el ácido de los intercambiadores W21/1-4 y W8




05-07-2010 102,0 71,0 -28.763

12-07-2010 96,2 66,2 -27.835

19-07-2010 89,6 61,6 -25.979

26-07-2010 94,5 65,5 -26.907

02-08-2010 90,2 62,2 -25.979

Promedio 94,5 ± 5,04 65,3 ± 3,76 -27.093 ± 1.210,0


La torre de absorción final K5 genera acido con el SO3 formado en la cuarta y

última capa del reactor (lecho) y funciona con un intercambiador de calor de, W8.

38

Tabla 14. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del agua en intercambiador W8.


05-07-2010 85,3 53,0 -6.788

12-07-2010 89,7 51,3 -7.917

19-07-2010 83,7 47,0 -7.834

26-07-2010 81,2 47,5 -6.902

02-08-2010 84,3 48,3 -6.933

Promedio 84,8 ± 3,11 49,4 ± 2,61 -7.275 ± 552,0


IV. Estanque ácido producto: B6

El estanque de ácido producto B6 funciona con un intercambiador de calor de

placas (W9), este sirve para almacenar de forma temporal el ácido proveniente de la

torre de absorción final K5 antes de ser enviado a los estanques de recepción final

cercanos a la planta de ácido.

El agua utilizada para enfriar el ácido del intercambiador W9 de ácido producto


39



05-07-2010 81,6 48,4 -884

12-07-2010 82,9 47,2 -986

19-07-2010 81,1 45,9 -889

26-07-2010 73,9 41,6 -772

02-08-2010 86,6 46,0 -1.103

Promedio 81,2 ± 4,62 45,8 ± 2,57 -927 ± 124,2


A continuación se presenta la Tabla 16 con el resumen con los calores reales

del ácido transferido en los intercambiadores de calor de placas.

Tabla 16. Resumen de los calores reales promedio calculados para el ácido de los intercambiadores de calor de placas y comparación con valores de diseño.

∆H Diseño ∆H Real Promedio Intercambiador kW kW

W1/1-3 (Torre K2) -21.504 -11.565

W20 (Torre K20) -9.416 -2.178

W7/1-2 (Torre K3) -7.815 -8.505

W21/1-4 (Torre K6) -31.164 -27.093

W8 (Torre K5) -7.647 -7.275

W9 (Estanque B6) -1.537 -927

TOTAL -79.083 -57.543

40

Análisis a las mediciones y cálculos realizados para el ácido de circulación

en intercambiadores de calor de placas

El calor real transferido por los intercambiadores W1/1-3, W20 y W9 es inferior

al de diseño debido principalmente a las siguientes causas:

• El funcionamiento sub-estándar del Sistema de Enfriamiento de la Torre W25

provoca un bajo enfriamiento evaporativo de la torre, que se refleja en un delta

real de temperatura inferior de 9°C, siendo el diseño de 20°C. Este bajo

enfriamiento se debe a que la torre presenta fallas estructurales, lo que

provoca que las piscinas superiores de distribución de agua no mantengan un

nivel parejo y similar.

• La operación con flujos de ácido mayores al diseño (910 m3/hr) en

intercambiadores W1/1-3, registrándose un promedio de 1.015 m3/hr,

manteniendo el flujo de agua correspondiente al diseño.

• Operación de los intercambiadores W20 y W9 con la mitad de placas que las

del diseño.

El principal efecto provocado por las causas mencionadas para estos equipos es

que la planta opera a temperaturas mayores a las del diseño. A estas temperaturas

disminuye la eficiencia del enfriamiento de los gases, afectando aguas arriba la

eficiencia del Soplador Principal V10 (aumento del volumen de los gases,

disminuyendo la capacidad de captación de gases desde fundición).

41

Los intercambiadores W7/1-2, W21/1-4 y W8 del sistema de la torre de

enfriamiento W11 realizan una transferencia de calor cercana a las condiciones de

diseño.

2) Aguas de enfriamiento

Se evaluó el coeficiente de transferencia global de calor (U) y el factor de

ensuciamiento (Rd) exclusivamente para el agua, debido a que en el lado del ácido

los intercambiadores de calor no presentan ensuciamiento significativo (solo en

situaciones de emergencia por obstrucción con material cerámico desprendido del

relleno de las torres de absorción).

Las corrientes de agua generan un alto grado de ensuciamiento y formación de

sólidos en los intercambiadores de manera paulatina en el transcurso del tiempo, por

tratamiento inadecuado (incrustación de carbonatos), arrastre de polvo, arrastre de

concentrados de cobre y variaciones del pH del agua en las torres. Las variaciones

de pH disuelven las protecciones y óxidos de las tuberías precipitándolas en el

interior de los intercambiadores.

El coeficiente de transferencia de calor global entre un fluido caliente a

temperatura (TC1; TC2) y otro frío a temperatura (TF1; TF2) separados por una pared

plana se define mediante la ecuación de calor.10

LMTDAUHTTcpm FF ⋅⋅=Δ=−⋅⋅ )( 12

42

m: Flujo másico foco frío.

cp: Calor específico foco frío.

En donde despejamos y obtenemos:

LMTDAH

LMTDATTcpmU FF

**)( 12 Δ=

−⋅⋅=

El cálculo del LMTD se realiza con las temperaturas de entrada y salida de

ambos flujos, entregando una media logarítmica de la variación de temperatura en el

intercambiador.

A continuación, en la Figura 8 se muestra el perfil de temperatura para flujo

contracorriente.

Figura 8. Perfil de temperatura para flujo contracorriente.10

El cálculo del LMTD se realiza con la siguiente ecuación:

43

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−−

−−−=

12

21

1221

ln

)()(

FC

FC

FCFC

TTTT

TTTTLMTD

En un proyecto es necesario calcular los coeficientes de transferencia de calor,

pero suele ser útil en las estimaciones preliminares el tener un valor aproximado de

“U” de las condiciones que han de encontrarse en la práctica.10

Con frecuencia resulta imposible predecir el coeficiente de transferencia de calor

global de un intercambiador de calor al cabo de un cierto tiempo de funcionamiento,

teniendo sólo en cuenta el análisis térmico; durante el funcionamiento con la mayoría

de los líquidos, se van produciendo gradualmente unas películas de suciedad sobre

la superficie en la que se realiza la transferencia térmica, que pueden ser de óxidos,

incrustaciones de calizas procedentes de la caldera, lodos, carbonilla u otros

precipitados.10

El efecto que ésta suciedad se conoce con el nombre de “incrustaciones”, y

provoca un aumento de la resistencia térmica del sistema; normalmente el fabricante

no puede predecir la naturaleza del depósito de suciedad o la velocidad de

crecimiento de las incrustaciones, limitándose únicamente a garantizar la eficiencia

de los intercambiadores limpios.10

La resistencia térmica del depósito se determina a partir de ensayos reales o de

la experiencia. Si se realizan ensayos de rendimiento en un intercambiador limpio y

se repiten después de que el aparato haya estado en servicio durante algún tiempo,

44

se puede determinar la resistencia térmica del depósito (o factor de incrustación) Rd

mediante la relación:

URdcalc

1=

U: Coeficiente global.

Rdcalc: Factor de ensuciamiento calculado.

A continuación, en la Tabla 17 se muestran factores de ensuciamiento normales para

distintos tipos de de líquidos de refrigeración.

Tabla 17. Factores de ensuciamiento normales.

Tipo de fluido Requiv (m2 ºC/ kW)

Agua de mar por debajo de 52 °C 0,9

Agua de mar por encima de 52 °C 0,3

Agua de alimentación de calderas por encima de 52 °C 0,5

Agua de río 0,5-0,6

Agua condensada en un ciclo cerrado 0,5

Agua de torre de refrigeración tratada 0,6-0,8

Líquido refrigerante 0,5

Fuente: www.scribd.com

45

La Tabla 18 muestra el LMTD, U y Rd para los Intercambiadores de calor de

placas de la planta de ácido de la División Ventanas, obtenidos del catálogo de la

empresa que diseño y construyo estos equipos, Alfa Laval. El calor del foco frío es el

agua y el LMTD corresponde a flujo contra corriente.

Tabla 18. LMTD, U y Rd, de diseño para los Intercambiadores de calor de placas.

Área LMTD ∆H U Rd m2 °C KW KW/m2°C m2°C/KW

W1/1 108,0 18,0 7.168 3,69 0,27

W1/2 108,0 18,0 7.168 3,69 0,27

W1/3 108,0 18,0 7.168 3,69 0,27

W20 101,1 18,0 9.416 5,17 0,19

W7/1 101,5 17,5 3.907 2,20 0,45

W7/2 101,5 17,5 3.907 2,20 0,45

W21/1 105,4 50,3 7.791 1,47 0,68

W21/2 105,4 50,3 7.791 1,47 0,68

W21/3 105,4 50,3 7.791 1,47 0,68

W21/4 105,4 50,3 7.791 1,47 0,68

W8 105,4 36,6 7.647 1,98 0,50

W9 28,5 26,0 1.537 2,07 0,48

Fuente: Catálogo Alfa Laval

A continuación, de la Tabla 19 a la 24 se presentan resúmenes de las

mediciones de las temperaturas para el agua de enfriamiento y cálculos de los

valores reales de ΔH para cada intercambiador de calor de placas, los cuales deben

ser congruentes con los calculados para el ácido.

46

Tabla 19. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del agua en intercambiadores W1/1-3.

Entrada Salida ∆H Agua Fecha Día-Mes-Año °C °C KW

05-07-2010 21,8 31,6 11.331

12-07-2010 22,0 32,4 12.024

19-07-2010 21,5 31,3 11.331

26-07-2010 20,5 30,3 11.331

02-08-2010 21,7 31,0 10.753

Promedio 21,5 ± 0,59 31,3 ± 0,77 11.354 ± 450,5




05-07-2010 21,8 26,5 2.183

12-07-2010 22,3 26,9 2.136

19-07-2010 23,2 27,4 1.950

26-07-2010 21,5 25,8 1.997

02-08-2010 23,7 28,1 2.043

Promedio 22,5 ± 0,93 26,9 ± 0,87 2.062 ± 96,6


47



05-07-2010 21,0 34,5 6.038

12-07-2010 21,0 41,4 9.124

19-07-2010 20,5 41,1 9.214

26-07-2010 21,1 40,0 8.453

02-08-2010 20,2 40,5 9.079

Promedio 20,8 ± 0,39 39,5 ± 2,85 8.382 ± 1.344,2




05-07-2010 21,0 41,3 28.749

12-07-2010 22,4 42,0 27.757

19-07-2010 22,8 41,1 25.916

26-07-2010 21,0 40,0 26.907

02-08-2010 21,2 39,5 25.916

Promedio 21,7 ± 0,86 40,8 ± 1,01 27.049 ± 1.222,6


48

Tabla 23. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del agua para intercambiador W8.


05-07-2010 21,0 42,3 6.775

12-07-2010 18,2 43,0 7.889

19-07-2010 18,4 43,0 7.825

26-07-2010 21,0 42,6 6.871

02-08-2010 19,8 41,5 6.903

Promedio 19,7 ± 1,35 42,5 ± 0,62 7.253 ± 554,2


Tabla 24. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del agua para intercambiador W9.


05-07-2010 21,4 36,0 879

12-07-2010 20,3 36,5 975

19-07-2010 22,5 37,1 879

26-07-2010 24,1 36,9 770

02-08-2010 18,3 36,5 1.095

Promedio 21,3 ± 2,20 36,6 ± 0,42 920 ± 122,0


A continuación, en la Tabla 25 se presenta un resumen con los coeficientes de

transferencia global de calor y factores de ensuciamiento calculados.

49

Tabla 25. LMTD, U y Rd reales calculados para los intercambiadores de calor de placas de la planta de ácido.

Área LMTD Real ∆H Real Promedio U Real Rd Real

m2 °C KW KW/m2°C m2°C/KW

W1/1 108,0 20,0 3.784,67 1,75 0,57

W1/2 108,0 20,0 3.784,67 1,75 0,57

W1/3 108,0 20,0 3.784,67 1,75 0,57

W20 101,1 18,0 2.061,00 1,13 0,88

W7/1 101,5 31,0 4.191,00 1,33 0,75

W7/2 101,5 31,0 4.191,00 1,33 0,75

W21/1 105,4 48,0 6.762,25 1,34 0,75

W21/2 105,4 48,0 6.762,25 1,34 0,75

W21/3 105,4 48,0 6.762,25 1,34 0,75

W21/4 105,4 48,0 6.762,25 1,34 0,75

W8 105,4 36,0 7.253,00 1,91 0,52

W9 28,5 34,0 920,00 0,95 1,05

Los cálculos realizados en la Tabla 25 se encuentran presentes en el Anexo I.

Análisis a mediciones y cálculos realizados en aguas de enfriamiento

Los factores de ensuciamiento del agua en los intercambiadores de calor de

placas pertenecientes al sistema de enfriamiento de la torre W25 son mayores que

los de diseñados por Alfa Laval, esto se debe a la gran contaminación del agua en la

torre W25, reflejado finalmente en la menor transferencia de calor mostrada.

50

Para los intercambiadores de calor de placas pertenecientes al sistema de

enfriamiento de la torre W11 se aprecian factores de ensuciamiento para el agua

cercanos al diseño. Estos valores son congruentes, debido a que la transferencia de

calor real se aproxima al diseño.

Tabla 26. Comparación entre diseño, cálculo realizado al ácido y agua de ∆H.

∆H Diseño ácido

∆H Diseño agua

∆H Real ácido

∆H Real agua

Sistema de Enfriamiento Intercambiador

kW kW kW kW

W1/1-3 -21.504 21.504 -11.565 11.354

W20 -9.416 9.416 -2.178 2.062

W9 -1.537 1.537 -927 920

Torre W25

Sub Total 1 -32.457 32.457 -14.670 14.336

W7/1-2 -7.815 7.815 8.505 8.382

W21/1-4 -31.164 31.164 -27.093 27.049

W8 -7.647 7.647 -7.275 7.253

Torre W11

Sub Total 2 -46.626 46.626 -42.873 42.684

Total -79.083 79.083 -57.543 57.020

La Tabla 26 muestra en resumen que el calor transferido al agua es muy

cercano al diseño en los intercambiadores W7/1-2, W21/1-4 y W8, los cuales forman

parte del sistema de enfriamiento de la Torre W11.

En los intercambiadores W1/1-3, W20 y W9, los cuales forman parte del sistema

de enfriamiento de la torre W25, se observa que el calor transferido al agua

representa la mitad que el diseñado por Hugo Petersen.

51

4.1.2 Intercambiadores Gas-Aire (Conversión y Absorción)

Existe una pérdida de calor en los intercambiadores de calor de tubos

concéntricos gas-aire de los reactores de conversión de SO2 a SO3. En los

intercambiadores W26 y W27 el aire caliente de salida es simplemente liberado a la

atmósfera.

El Intercambiador W26 enfría el SO3 formado y el resto de SO2 sin reaccionar

proveniente del tercer lecho del reactor C1, que después se enfría en el

intercambiador W23 para su posterior envío a la Torre de Absorción Intermedia K6.

En Intercambiador W27 enfría el SO3 restante formado que proviene del cuarto

lecho del reactor C1, que después se enfría en el intercambiador W24 para su

posterior envío a la Torre de Absorción Final K5.

Tabla 27. Parámetros de diseño para intercambiadores W26 y W27.

Flujo Másico Cp ΔT ΔH Intercambiadores

Kg/s KJ/Kg°C °C KW

W26 56,24 1,045 -44,6 -2.621

W27 43,25 1,076 -11,9 -554

Fuente: Hugo Petersen Total 3.175

En la Tabla 28 y Tabla 29 se observa un resumen de las entalpías calculadas

con las temperaturas reales para cinco mediciones realizadas, manteniendo el flujo

de diseño para los intercambiadores W26 y W27 respectivamente.

52

4.1.2.1. Mediciones y cálculos realizados

Tabla 28. ∆H reales calculados para el intercambiador W26.

Fecha Entrada Salida ∆H

Día-Mes-Año °C °C KW

09-08-2010 479,1 439,9 -2.301

16-08-2010 482,1 440,5 -2.445

23-08-2010 480,0 442,3 -2.216

30-08-2010 479,4 440,1 -2.310

06-09-2010 480,1 439,7 -2.374

Promedio 480,1 ± 1,2 440,5 ± 1,0 -2.329 ± 85,9


Tabla 29. ∆H reales calculados para el intercambiador W27.

Fecha Entrada Salida ∆H

Día-Mes-Año °C °C KW

09-08-2010 422,6 408,9 -638

16-08-2010 422,1 410,2 -554

23-08-2010 423,3 409,1 -661

30-08-2010 423,5 408,4 -703

06-09-2010 424,4 409,1 -712

Promedio 423,2 ± 0,9 409,1 ± 0,7 -653 ± 63,4


53

Tabla 30. Resumen comparativo de valores de diseño versus los valores reales de calor transferido en los intercambiadores W26 y W27.

∆H Diseño ∆H Real Promedio Intercambiador KW KW

W26 -2.621 -2.330

W27 -554 -654

Total -3.175 -2.984

Análisis a mediciones y cálculos realizados a intercambiadores Gas-Aire

La operación de los intercambiadores W26 y W27 es optima y similar al diseño,

sin embargo, se debe tener en cuenta que el calor que se libera a la atmósfera por

estos equipos es bajo y no es constante. Existen periodos en que no circula aire de

enfriamiento en las siguientes situaciones:

• Bajo SO2 desde Fundición.

• Bajo flujo de gases.

• Partidas semanales de planta y de mantención anual.

A continuación, en el Capitulo 5 se presenta el diseño de un sistema de

recuperación de energía enfocado a las necesidades de la empresa. Finalmente se

realizó un análisis económico.

54

Capitulo 5

5.1. Diseño de Sistema de Recuperación de Energía para la Planta de Ácido de la División Ventanas

Como fue planteado en el marco teórico y demostrado en la evaluación de la

situación energética de la Planta de Ácido de la División Ventanas, el área óptima

para diseñar un sistema de recuperación de energía es en los circuitos de los

sistemas de aguas de enfriamiento, siendo el circuito de ácido fuerte de la Torre W11

el elegido para realizar el diseño debido a que:

• Transporta 2/3 del calor total aprovechable de las aguas de enfriamiento. • Operación estable en la transferencia de calor. • Parámetros operacionales y transferencia de calor cercana al diseño.

A continuación, en la Figura 9 se observa el circuito de la Torre W11.

Figura 9. Esquema actual del circuito de la Torre W11.

55

La Torre W11 enfría 1.879 m3/hr de agua desde 40°C hasta 20°C con dos

ventiladores de tiro inducido (VTI), evaporando 51,5 m3/hr de agua. El agua proviene

de los intercambiadores:

• W21/1-4: Cuatro intercambiadores que operan con 1.220 m3/hr de agua y enfrían el ácido de la Torre de Absorción Intermedia K6.

• W7/1-2: Dos intercambiadores que operan con 385 m3/hr de agua y enfrían el ácido de la Torre de Secado Primario K3.

• W8: Un intercambiador que opera con 274 m3/hr de agua y enfrían el ácido de la Torre de Absorción Final K5.

5.1.1. Sistema de Recuperación de Energía "circuito de ácido fuerte"

5.1.1.1. Descripción del sistema

El nuevo sistema de recuperación de energía consiste en la incorporación de

tres intercambiadores de calor de placas Alfa Laval idénticos, que aprovechan el

calor del ácido en la absorción intermedia. Los tres equipos enfriarán un total de 935

m3/hr de ácido concentrado al 98,5% desde 95°C hasta 65°C proveniente de una

purga del fondo de la Torre de Absorción Intermedia K6. El ácido “frio” será devuelto

al tope de la Torre K6, para mantener el volumen de ácido necesario de operación de

la torre.

Se utilizará un total de 788 m3/hr de agua a 40°C proveniente de una purga de

los ductos de salida de los intercambiadores W21/1-4, W7/1-2 y W8. El “agua

caliente” saldrá de los nuevos intercambiadores a 62°C.

56

A continuación, en la Figura 10 se presenta un esquema general del proceso.

Figura 10. Esquema general del nuevo sistema de recuperación de calor.

5.1.1.2. Usos para el agua a 62°C obtenida

El agua a 62°C obtenida podrá calefaccionar el 22% (549 m3/hr) del electrolito

circulante total en Refinería Electrolítica desde 55 a 60°C. El agua una vez utilizada

en Refinería saldrá a 58°C (el detalle de estos cálculos en Anexo II).

Una purga de 50 m3/hr de agua a 58°C servirá para precalentar 30 m3/hr de

agua fresca desde 25°C a 55°C para alimentación a calderas (el detalle de estos

cálculos en Anexo II).

57

Se podrá generar un ahorro de combustible en la caldera, debido que requerirá

menor energía para generar vapor saturado a 100°C (2,5 kg/cm2), representando un

ahorro de 4,1% de energía (el detalle de estos cálculos en Anexo II).

Los 738 m3/hr de agua restante a 58°C servirán para calefacción de otros

procesos. Finalmente se juntan los flujos (788 m3/hr) y retorna toda el agua a la

Planta de Acido a 40°C directamente a la Torre W11 para enfriarse hasta 20°C y así

completar el circuito cerrado.

A continuación, en la Figura 11 se muestra un esquema del aprovechamiento

del calor del agua a 62°C generada en la Planta de Ácido.

Figura 11. Esquema del aprovechamiento de agua caliente generada en la Planta de Ácido.

58

Es importante destacar que tres de los cuatro actuales intercambiadores W21

quedarán “stand by” en caso de detención del proceso de la Refinería Electrolítica,

para no afectar la operación de la Planta de Acido.

A continuación, en la Tabla 31 se presentan las ventajas y desventajas de la

implementación de los nuevos intercambiadores de calor de placas.

Tabla 31. Ventajas/Desventajas del sistema de recuperación de calor del circuito del ácido fuerte


Ahorro de agua equivalente al 50% para el circuito de enfriamiento de la Torre W11 (se podría operar con un VTI).

Disminución de un 50% en la evaporación de la Torre W11.

Ahorro de un total de 26% de gas natural (calefacción de electrolito y precalentamiento de agua fresca a las Calderas)

Los intercambiadores de placas ocupan menos espacio físico y tienen caídas de presión más bajas que intercambiadores de calor de tubos y carcasa.

Los intercambiadores de placas son fáciles de limpiar, resisten la corrosión y las altas temperaturas del ácido.

Los intercambiadores de placas representan un costo menor que intercambiadores de tubos y carcasa.

Baja vida útil de las empaquetaduras de inter-cambiadores de placas, debido a que en el momento de realizar mantenciones a estos equipos, estas se rompen.

Los intercambiadores de placas son más propensos a fugas de líquido, que intercambiadores de tubos y carcasa.

59

5.1.2. Diseño operacional de nuevos Intercambiador de Placas

Criterios para diseño operacional de intercambiadores

1. Selección del flujo de ácido y agua

Fueron estudiadas tres alternativas de flujo para el diseño de los

intercambiadores, utilizando como base de cálculo el flujo de ácido a un 40%, 75% y

100% del flujo total de la Torre K6 (1.245 m3/hr) a 95°C a la entrada de los

intercambiadores nuevos y 65°C a la salida. Además se fijaron las temperaturas del

agua en 40°C para la entrada y 62°C para la salida (temperatura mínima para

calefaccionar electrolito en Refinería Electrolítica).

Tabla 32. Opciones de flujos totales para el diseño de intercambiadores nuevos.

Opciones para

diseño

Acido

Agua

∆T Agua

∆T Acido

Q

Agua Total

Torre W11

Ahorro de Agua

Torre W11 ElectrolitoCaliente

m3/hr m3/hr °C °C KW m3/hr Actual - - - - - 1.879 - - 40% de

ácido K6 500 422 22 30 10.766 1.350 28% 12%

75% de ácido K6 935 788 22 30 20.133 946 50% 22%

*100% de ácido K6

1.245 1.050 22 30 26.808 - - -

100% de ácido K6 1.245 550 42 30 26.808 1.209 36% 15%

60

* Observación: No es posible la opción de enfriar el 100% (1.245 m3/hr) de ácido

utilizando 1.050 m3/hr de agua a 40°C (∆T = 22°C), debido a que si todos los

intercambiadores W21/1-4 son dejados "stand by" solo existe un máximo de 659

m3/hr real de agua a 40°C que proviene de los intercambiadores W7/1-2 y W8.

Como se muestra en la Tabla 32 utilizando un 75% del flujo total de ácido de la

Torre K6 se obtiene el equilibrio óptimo de los flujos, por este motivo, el diseño se

realizo según esta proporción.

2. Selección del número y el tipo de intercambiadores

La selección del número de equipos se guió por los flujos máximos de operación

en los distintos tipos de intercambiadores del catálogo de Alfa Laval. Las alternativas

más cercanas para los flujos estudiados se presentan en la Tabla 33.

Tabla 33. Tipos de intercambiadores de placas y flujos máximos de operación.

TIPO P25 P4 P16

Flujo total máximo: m3/h 450 260 400

Fuente: Alfa Laval

De esta tabla fue seleccionado el intercambiador tipo P16, por lo tanto, para un

flujo total de ácido de 935 m3/hr se requieren tres intercambiadores con un flujo de

311,67 m3/hr de ácido para cada equipo.

61

A continuación, se muestra el diseño de los intercambiadores, que funcionarán

en paralelo. Los cálculos se basan en la información para diseño de

intercambiadores de placas de la empresa Alfa Laval (Protocolo de diseño por Alfa

Laval en Anexo I).

Diseño operacional por intercambiador

A continuación, en la Tabla 34 se presentan las propiedades físicas y

condiciones de operación para el ácido y el agua para realizar los cálculos de diseño

por intercambiador.

Tabla 34. Propiedades físicas y condiciones de operación para los fluidos.

Unidades Acido Agua

Densidad (�) Kg/m3 1.782 1.000

Calor específico (cp) KJ/Kg*°C 1,45 4,18

Conductividad (k) KJ/m*hr*°C 1,30 2,24

Viscosidad (µ) Kg/m*hr 14,40 2,16

Flujo volumétrico (FV) m3/hr 311,67 262,67

Temperatura entrada °C 95 40

Temperatura Salida °C 65 62

1) Carga de Calor, Q

Q = m * cp * ∆T

Q = 311,67 * (1.782 / 3600) * 1,45 * (95 - 65)

Q = 6.711 KW

62

2) Temperatura media logarítmica, LMTD

∆t1 = T1 – t2 = 95 – 62 = 33°C

∆t2 = T2 – t1 = 65 – 40 = 25°C

LMTD = (∆t1 - ∆t2) / LN (∆t1 / ∆t2) = (33 – 25) / LN (33/25)

LTMD = 28,8 °C

3) Resistencias a la incrustación, r

A continuación, en la Tabla 35 se presentan resistencias a la incrustación para

intercambiadores de placas Alfa Laval.

Tabla 35. Resistencias a la incrustación para diseño de intercambiadores de placas.

Fluido r x 105 m2*°C/W Agua Desmineralizada o destilada 0,17 Blanda 0,34 Dura 0,86 De enfriamiento (tratada) 0,70 De mar 0,86 De río 0,86 Aceites lubricantes 0,34 a 0,86 Aceites vegetales 0,34 a 1,03 Solventes orgánicos 0,17 a 0,51 Vapor 0,17 Fluidos de proceso 0,34 a 1,03

Fuente: Alfa Laval

63

Acido, ra = 0,5 * 10-5 m2*°C/W

Agua, rw = 0,86 * 10-5 m2*°C/W

4) Número de unidades de transferencia de calor, HTU

Acido, HTU = (T1 – T2) / (LTMD) = (95 - 65) / (28,8) = 1,0

Agua, HTU = (t2 – t1) / (LTMD) = (62 - 40) / (28,8) = 0,76

HTU Total = 1,76 ≈ 2,0

5) Área provisional requerida, Ao

Suposición, U = 2500 W/m2

(Fluidos de proceso 2000-3000 W/m2 para intercambiadores de placas)

Ao = Q / (U*LTMD) = 6.711.000 / (2500 * 28,8)

Ao = 93,2 m2

6) Tipo y características de las placas

A continuación, en la Tabla 36 se presentan distintos tipos de placas para

intercambiadores Alfa Laval, con sus respectivas dimensiones.

64

Tabla 36. Características de algunas de las placas standard ‘’Alfa Laval’’.

TIPO P25 P4 P16 Ancho de las placas: mm 1000 844 1080 Área de intercambio/placa: m2 0,61 0,75 0.81 Número máximo de placas 600 500 300 Área de intercambio máx.:m2 366 375 243 Espesor de las placas : mm 1,0 0,6 1,1 Espacio entre placas: mm 4,9 – 5,2 2,7 5,3 Temperatura máxima °C 300 300 300 - Elastómeros 140 140 140 - Asbesto ----- 280 ----- Flujo/canal: m3/h 4 – 10 1,1 – 2,5 5 – 12,5 Flujo total máximo: m3/h 450 260 400 Presión máx. de diseño: atm 12 12 6

Fuente: Alfa Laval

De la Tabla 36, fue elegido el tipo P16, para un flujo máximo de 400 m3/hr y un

máximo de 300 placas. Las dimensiones son:

Ap = 0,81 m2 (área lateral de cada placa)

b = 5,3 mm = 0,0053 m (distancia entre placas)

x = 1,1 mm = 0,0011 m (espesor de la placa)

w = 1.080 mm = 1,08 m (ancho de cada placa)

7) Número de placas térmicas “Np” y número total de canales “Nc”

Np = Ao / Ap = 93,2 / 0,81 = 115 placas

Nc = Np + 1 = 116 canales

65

8) Número de canales paralelos por paso, np

np = Fv / v (número de canales en que debe dividirse el flujo)

Fv = 311,67 m3/hr (se toma el mayor flujo volumétrico)

v = 9 m3/hr (Flujo por canal, de la Tabla 44, v = 5 – 12,5)

np = 311,67 / 9 = 34,6

np = 35

9) Arreglo del intercambiador y factor térmico

Número de pasos, n = Nc / 2 * np

n = 116 / (2 * 35) = 1,7 ≈ 2

Por lo tanto, es un intercambiador del tipo 2/2 con 35 canales.

Np (real) = (2 * 35 + 2*35) -1

Np (real) = 139 placas térmicas

Figura 12. Factor térmico para intercambiadores de placas (Alfa Laval).

De la Figura 12 se obtiene: FT = 0,93.

66

10) Coeficiente de película

Ácido

Diámetro equivalente, De = 2 * b

De = 2 * 0,0053 = 0,0106 m

Velocidad másica, G = m / a

m = 311,67 * 1.782 = 555.396 kg/hr

Área de sección transversal ofrecida por el conjunto de canales de cada paso,

a = a’ * np

Área de sección transversal de un canal, a’ = w * b

a’ = 1,08 * 0,0053 = 0,00572 m2

a = 0,00572 * 35 = 0,20 m2

G = 555.396 / 0,20 = 2.776.980 Kg/hr*m2

Reynolds, Re = De * G / µ

Re = 0,0106 * 2.776.980 / 14,4

Re = 2.044 > 400 (flujo turbulento)

Pr = cp * µ / k

Pr = 1,45 * 14,4 / 1,3 = 16,1

Para flujo turbulento se tiene que h = 0,2536 * (k / De) * (Re)0,65 * (Pr)0,4

h = 0,2536 * (1,3 / 0,0106) * (2.044)0,65 * (16,1)0,4 = 13.407 KJ / hr*m2*°C

hácido = 3.724 W/m2*°C

67

Agua

Diámetro equivalente, De = 2 * b

De = 2 * 0,0053 = 0,0106 m

Velocidad másica, G = m / a

m = 262,64 * 1.000 = 262.670 kg/hr

G = 262.670 / 0,20 = 1.313.350 Kg/hr*m2

Reynolds, Re = De * G / µ

Re = 0,0106 * 1.313.350 / 2,16

Re = 6.445 > 400 (flujo turbulento)

Pr = cp * µ / k

Pr = 4,18 * 2,16 / 2,24 = 4,03

Para flujo turbulento se tiene que h = 0,2536 * (k / De) * (Re)0,65 * (Pr)0,4

h = 0,2536 * (2,24 / 0,0106) * (6.445)0,65 * (4,03)0,4 = 28.003 KJ / hr*m2*°C

hagua = 7.779 W/m2*°C

11) Coeficiente total de transferencia de calor y área real

rTotal = 1/hácido + ra + rw + 1/hagua

rTotal = 1/ 3.724 + 0,5*10-5 + 0,86*10-5 + 1 / 7.779

rTotal = 0,00041 m2*°C/W

Ureal = 1 / rTotal

Ureal = 2.435 W/m2*°C

68

Área necesaria para la transferencia de calor:

Ao = 6.711.000 / (2.435 * 28,8 * 0,93) = 103 m2

Área Disponible, Ad = Np * Ap

Ad = 139 * 0,81 = 113 m2 (es mayor que el área necesaria)

Exceso de área = [ (Ad - Ao) / Ao ] * 100%

Exceso de área = [ (113 – 103) / 103 ] * 100%

Exceso de área = 9,7% (Permitido no mayor a 15%)

12) Caída de Presión

Ácido

∆P = (2 * f * G2 * L) / (g * De * �)

f = 2,5 / (Re0,3) = 2,5 / (2.0440,3) = 0,25

G2 = (2.776.980)2

L = l * n

l = Ap / w = 0,81 / 1,08 = 0,75 m

L = 0,75 * 2 = 1,5 m

De = 0,0106 m

g = 9,8 m/seg2 = 1,27*108 m/hr2

∆P = (2 * 0,25 * (2.776.980)2 * 1,5) / (1,27*108 * 0,0106 * 1.782)

∆P = 2.411 Kg/m2 = 0,24 Kg/cm2 = 3,42 psi

69

Agua

∆P = (2 * f * G2 * L) / (g * De * �)

f = 2,5 / (Re0,3) = 2,5 / (6.4450,3) = 0,2

G2 = (1.313.350)2

∆P = (2 * 0,2 * (1.313.350)2 * 1,5) / (1,27*108 * 0,0106 * 1.000)

∆P = 770 Kg/m2 = 0,08 Kg/cm2 = 1,1 psi

13) Resumen del diseño

Fueron seleccionados tres intercambiadores de Placas “Alfa Laval”, tipo P16,

que utilizarán cada uno 139 placas y se arreglan en 2 pasos para cada fluido con 35

canales paralelos por paso, con lo cual se tiene un área de transferencia de calor

disponible de 113 m2 por intercambiador.

La caída de presión total en la línea de los tres intercambiadores para el ácido

es de 0,72 Kg/cm2 y para el agua de 0,24 Kg/cm2.

70

5.1.3. Diseño operacional de bomba para intercambiadores nuevos

La nueva bomba succionará agua desde un estanque de traspaso de 8 m3 que

recibe agua de los intercambiadores W21, W7/1-2 y W8 a 40°C. La descarga pasará

a través de los nuevos intercambiadores de placas, calefacción de electrolito,

precalentamiento de agua fresca de alimentación de calderas y calefacción de otros

procesos. Finalmente el agua llegará a las piscinas en el tope de la Torre de

enfriamiento W11 en la Planta de Acido.

A continuación, en la Figura 13 se muestra el esquema general.

Figura 13. Esquema de nueva bomba para sistema propuesto.

71

Suposición:

∆P Calefacción de Electrolito: 0,2 kg/cm2

∆P Precalentamiento agua de calderas: 0,1 kg/cm2

∆P Calefacción de otros procesos: 0,2 kg/cm2

Propiedades físicas y parámetros de diseño:

- µ = 1,45 lb/pie*hr = 4*10-4 lb/pie*seg

- PSUCCIÓN = 1,03 kg/cm2 = 14,7 psi

- PDESCARGA = 0,24 + 0,2 + 0,1 + 0,2 +1,03 = 1,77 kg/cm2 = 25.2 psi

- gc = 32,2 lb*pie/lbf*seg2

- � = 62,4 lb/pie3

Descarga 1: hasta el Punto 1 (788 m3/hr)

Caudal, Q:

Q = 788 m3/h = 3.470 GPM = 7,73 pies3/seg

De la Tabla 9.2,

Apuntes Mecánica de Fluidos, Profesor José Torres, PUCV (Anexo II):

Velocidad recomendable para descarga, Vr = 15 pies/seg

72

Capacidad:

Cap. = 3.470 / 15 = 231 GPM / pies/seg

Diámetro y Área:

De la Tabla 9.3,


DN = 10”

DE = 10,75”, DI = 9,75”

A = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (9,75/12)2 = 0,52 pie2

Velocidad real de descarga, VD:

VD = Q / A = 7,73 / 0,52 = 14,9 pies/seg

Largo Equivalente, Leq:

Largo cañería recta, L = 250 = 820,1 pies

Suposición: Largo fittings 40%,

Leq = 820,1 * 1,4 = 1.148 pies

Reynolds, Re:

Re = DI * VD * � / µ = (9,75 / 12) * 14,9 * 62,4 / (4*10-4) = 1.888.575

73

Pérdidas en la descarga, hfD:

�/D1 = 0,0002, f = 0,015

hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfD1 = 0,015 * 1.148 * (14,9)2 * 12 / (2 * 32,2 * 9,75) = 73,1 lbf*pie/lb

Descarga 2: desde Punto 1 hasta el Punto 2 (50 m3/hr)

Caudal, Q:

Q = 50 m3/h = 220 GPM = 0,5 pies3/seg

Velocidad recomendada para descarga (Anexo II), Vr = 7 pies/seg

Capacidad:

Cap. = 220 / 7 = 31,4 GPM / pies/seg

Diámetro y Área:

De la Tabla 9.3,


DN = 4”

DE = 4,5”, DI = 3,624”

A = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (3,624/12)2 = 0,07 pie2

74


VD = Q / A = 0,5 / 0,07 = 7,14 pies/seg


Largo cañería recta, L = 30 = 98,4 pies


Leq = 98,4 * 1,4 = 137,8 pies

Reynolds, Re:

Re = DI * VD * � / µ = (3,624/ 12) * 7,14 * 62,4 / (4*10-4) = 336.379


�/D2 = 0,0004, f = 0,018

hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfD2 = 0,018 * 137,8 * (7,14)2 * 12 / (2 * 32,2 * 3,624) = 6,5 lbf*pie/lb

75

Descarga 3: desde Punto 1 hasta el Punto 2 (738 m3/hr)

DI = 9,75”

A = 0,52 pie2

Q = 738 m3/hr = 7,24 pie3/seg

VD = 7,24 / 0,52 = 13,9 pies/seg


Largo cañería recta, L = 50 = 164 pies


Leq = 164 * 1,4 = 230 pies

Reynolds, Re:

Re = DI * VD * � / µ = (9,75 / 12) * 13,9 * 62,4 / (4*10-4) = 1.761.825


�/D3 = 0,0002, f = 0,015

hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfD3 = 0,015 * 230 * (13,9)2 * 12 / (2 * 32,2 * 9,75) = 12,7 lbf*pie/lb

76

Descarga 4: desde Punto 2 hasta Torre W11 (788 m3/hr)

Q = 788 m3/hr = 7,73 pie3/seg

DN = 10”

DE = 10,75”, DI = 9,75”

A = 0,52 pie2

VD = 14,9 pies/seg


Largo cañería recta, L = 250 + 10 = 853 pies


Leq = 853 * 1,4 = 1.194 pies

Reynolds, Re:

Re = DI * VD * � / µ = (9,75 / 12) * 14,9 * 62,4 / (4*10-4) = 1.888.575


�/D4 = 0,0002, f = 0,015

hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfD4 = 0,015 * 1.194 * (14,9)2 * 12 / (2 * 32,2 * 9,75) = 76,0 lbf*pie/lb

77

Pérdidas en la descarga, hfD totales:

hfD Total = hfD1 + hfD3 + hfD3 + hfD4

hfD Total = 73,1 + 6,5 + 12,7 + 76,0 = 168,3 lbf*pie/lb

Succión

Velocidad de succión, Vs:

Vs = (2/3) * VD = (2/3) * 14,9 = 9,9 pies/seg


Largo cañería recta, L = 10 m = 32,8 pies


Leq = 32,8 * 1,3 = 42,6 pies

Diámetro Succión:

9,9 = 7,73 / (π/4 * (Ds)2)

Despejando la ecuación, se obtiene Ds:

Ds = 1,0 pies

78

Reynolds, Re:

Re = DI * VD * � / µ = (1,0) * 9,9 * 62,4 / (4*10-4) = 1.544.400

Pérdidas en la succión, hfs:

�/D = 0,00015, f = 0,013

hfs = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfs = 0,013 * 42,6 * (9,9)2 / (2 * 32,2 * 1,0) = 0,84 lbf*pie/lb

Bernoulli:

∆H = ∆P/� + ∆V2/2gc + ∆z * g / gc + hfD + hfs

∆P/� = (25,2 – 14,7) * 144/62,4 = 24,2 lbf*pie/lb

∆V2/2gc = (14,92 + 7,142 + 13,92 + 14,92 – 9,92) / (2*32,2) = 9,2 lbf*pie/lb

∆z = 16,4 lbf*pie/lb

∆H = 24.2 + 9,2 + 16,4 + 168,3 + 0,84

∆H = 218,94 lbf*pie/lb

Potencia de la bomba

BHP = ∆H * Q * � / 550 * ŋ

Suposición, ŋ = 0,75

BHP = 218,94 * 7,73 * 62,4 / (550 * 0,75) = 256 HP

79

Al seleccionar un motor para la bomba, la potencia requerida (BHP) para que

trabaje en un rango adecuado (según los estándares del Instituto Americano de

Hidráulica) se debe aumentar la potencia calculada en un rango de 10 a 18%, para

corregir el efecto de cambio de rugosidad en el tiempo.

Suposición: 15% de sobrediseño

BHP = 1,15 BHPcálculado = 1,15 * 256 = 294 ≈ 300 HP

Potencia total requerida = 300 HP

Según estudios previos las bombas existentes en el mercado son de máximo

100 HP, por lo tanto, serían necesarias tres bombas como mínimo para mover el flujo

total, además se debe tener una bomba extra en estado de reserva, en caso de

surgir alguna falla.

80

Cálculo de pérdida de calor en la tubería hasta Refinería Electrolítica

Debido a que se traslada agua caliente a una distancia larga, se debe evitar al

máximo la pérdida de calor, por lo tanto, se cálculo la pérdida de calor para el agua a

través del trayecto hasta Refinería

Electrolítica. Existen dos resistencias en la transferencia de calor.

Pared del tubo:

Radiación y convección al aire:

Combinando estas ecuaciones que reflejan en flujo de calor por cada resistencia

y como el flujo de calor es el mismo a la largo de todo el área de transferencia,

vamos a calcular el flujo de calor desde el interior del tubo hasta el aire ambiente es

decir (t1 – ta).

El término dentro del paréntesis del denominador son las dos resistencias. Por

tanto la ecuación se reduce a:

81

Donde,

t1: Temperatura del tubo

ta : Temperatura del medio externo

D2 : Diámetro externo del tubo.

D1 : Diámetro interno del tubo.

kt : Conductividad térmica de la tubería.

ha : Coeficiente de convección del aire

t1 = 62°C = 143,5°F

ta = 25°C = 77°F

D2 = 10,75”

D1 = 9,75”

kt = 20 Btu/hr*pie2*(°F/pie)

ha = 2,0 Btu/hr*pie2*°F

82

( )

( )

piehrBTUq

q

∗=

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛∗

+⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛∗

∗

−∗=

373

12/75,100,21

75,975,10log

2023,2

775,143π

L = 1.196 pies

KWhr

BTUpiespiehr

BTUq 131108.446196.1373 ==∗∗

=

La pérdida de calor de la tubería hasta Refinería Electrolítica es:

q = 131 KW

Porcentaje de pérdida de calor = (131 / 20.133) * 100 = 0,65%

Por lo tanto se pueden considerar despreciables las pérdidas de calor.

83

5.1.4. Análisis de operación Bombas P10/1-2 y P70/1-2

Este análisis tiene como propósito comparar la operación actual y futura con la

nueva incorporación del sistema de intercambiadores para las bombas P10/1-2 y

P70/1-2.

Este estudio compara la potencia de bombeo que se requiere en la operación

actual con la potencia requerida para los cambios que se realizarían al proceso.

5.1.4.1. Análisis Bombas P10/1-2

- Operación actual

Estas bombas mantienen en circulación 1.879 m3/h de agua de enfriamiento del

circuito de ácido fuerte, el cual opera con la Torre W11. El flujo es movido con dos bombas idénticas de 95 HP cada una.

Figura 14. Esquema de bombas P10/1-2 (operación actual).

84

Caídas de presión para intercambiadores del circuito:

∆P W21/1-4 = 0,4 kg/cm2 = 5,7 psi (lado agua)

∆P W7/1-2 = 0,2 kg/cm2 = 2,8 psi (lado agua)

∆P W8 = 0,1 kg/cm2 = 1,4 psi (lado agua)

PSUCCIÓN = 1,03 kg/cm2 = 14,7 psi

PDESCARGA = 0,4 + 0,2 + 0,1 + 1,03 = 1,73 kg/cm2 = 24,6 psi


- Q = 1.879 m3/h = 8.273 GPM = 18,43 pies3/seg

- µ = 1,45 lb/pie*hr = 4*10-4 lb/pie*seg


- � = 62,4 lb/pie3

Diámetro y Área:

DN = 16” (diámetro de diseño original)

DI = 16,0”

Velocidad de descarga, VD:

A = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (16/12)2 = 1,4 pie2

VD = Q / A = 18,43 / 1,4 = 13,2 pies/seg

85

Descarga


Largo cañería recta, L = 100 m = 328 pies


Leq = 328 * 1,35 = 443 pies

Reynolds, Re:

Re = DI * VD * � / µ = (16 / 12) * 13,2 * 62,4 / (4*10-4) = 2.745.600


�/D = 0,00015, f = 0,013

hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfD = 0,013 * 443 * (13,2)2 * 12 / (2 * 32,2 * 16) = 11,7 lbf*pie/lb

Succión


Vs = (2/3) * VD = (2/3) * 13,2 = 8,8 pies/seg

86




Leq = 32,8 * 1,1 = 36,1 pies

Diámetro Succión:

8,8 = 18,43 / (π/4 * (Ds)2)

Despejando la ecuación, se obtiene Ds:

Ds = 1,63 pies

Reynolds, Re:

Re = DI * VD * � / µ = (1,63) * 8,8 * 62,4 / (4*10-4) = 2.237.664


�/D = 0,0001, f = 0,012

hfs = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfs = 0,012 * 36,1 * (8,8)2 / (2 * 32,2 * 1,63) = 0,3 lbf*pie/lb

87

Bernoulli:


∆P/� = (24,6 – 14,7) * 144/62,4 = 22,8 lbf*pie/lb

∆V2/2gc = (13,22 – 8,82) / (2*32,2) = 1,5 lbf*pie/lb

∆z = (32,8-11,4) * 32,2 / 32,2 = 21,4 lbf*pie/lb

∆H = 22,8 + 1,5 + 21,4+ 11,7 + 0,3



BHP = ∆H * Q * � / 550 * ŋ

Suposición, ŋ = 0,75

BHP = 57,7 * 18,43 * 62,4 / (550 * 0,75) = 161 HP

BHP = 1,18 BHPcálculado = 1,18 * 161 = 190 HP (Potencia Total)

N° Bombas = 2

Potencia / bomba = 95 HP

88

- Operación P10/1-2 con la incorporación del nuevo sistema

Figura 15. Esquema de bombas P10/1-2 (operación para nuevo sistema).

La operación para este caso tiene los siguientes cambios:

- Operación de solo un intercambiador W21

- Disminución del flujo total a 946 m3/hr (50% menos)

- Aumento del largo equivalente de las líneas en 20 m

- Variación de flujos en la descarga

Caídas de presión intercambiadores del circuito ácido fuerte:

∆P W21/1-4 = 0,1 kg/cm2 = 1,4 psi

∆P W7/1-2 = 0,2 kg/cm2 = 2,8 psi

∆P W8 = 0,1 kg/cm2 = 1,4 psi

89

- PSUCCIÓN = 1,03 kg/cm2 = 14,7 psi

- PDESCARGA1 = 0,1 + 0,2 + 0,1 = 0,4 kg/cm2 = 5,7 psi

- PDESCARGA2 = 1,03 + 0,4 = 1,07 kg/cm2 = 15,5 psi

- PDESCARGA3 = 0,4 + 1,03 = 1,07 kg/cm2 = 15,5 psi

- PDESCARGA Total = 5,7 + 15,5 + 15,5 = 36,7 psi

Descarga 1: Diámetro 1, desde bombas P10 hasta división de flujos

(946 m3/hr)

Q = 946 m3/h = 9,28 pies3/seg

D = 16 plg (diámetro de diseño original)

Velocidad descarga:

Cálculo para nuevo caudal, VD = Q / A = 9,28 / 1,4 = 6,6 pies/seg

Reynolds, Re:

Re = DI * VD * � / µ = (16 / 12) * 6,6 * 62,4 / (4*10-4) = 1.372.800

90


Largo cañería recta, L = 50 m = 164 pies (recorrido existente)


Leq = 164 * 1,4 = 230 pies


�/D1 = 0,00015, f = 0,014

hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfD1 = 0,014 * 230 * (6,6)2 * 12 / (2 * 32,2 * 16) = 1,6 lbf*pie/lb

Descarga 2: Diámetro 2, desde división de flujo hasta estanque de paso

(788 m3/hr)

Q = 788 m3/h = 3.470 GPM = 7,73 pies3/seg


Capacidad:

Cap. = 3.470 / 15 = 231 GPM / pies/seg

91

Diámetro y Área:

De la Tabla 9.3, Apuntes Mecánica de Fluidos, Profesor José Torres, PUCV:

DN = 10”, DI = 9,75”

A = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (9,75/12)2 = 0,52 pie2


VD = Q / A = 7,73 / 0,52 = 14,9 pies/seg

Reynolds, Re:

Re = DI * VD * � / µ = (9,75 / 12) * 14,9 * 62,4 / (4*10-4) = 1.888.575




Leq = 65,62 * 1,3 = 85,3 pies


�/D = 0,00015, f = 0,015

hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfD2 = 0,015 * 85,3 * (14,9)2 * 12 / (2 * 32,2 * 9,75) = 5,4 lbf*pie/lb

92

Descarga 3: Diámetro 3, desde división de flujos hasta entrada Torre W11

(158 m3/hr)

Es necesario utilizar un bypass de menor diámetro, debido a que es un caudal

muy pequeño comparado con el diseño original.

Q = 158 m3/h = 695 GPM = 1,55 pies3/seg


Capacidad:

Cap. = 695 / 7 = 99,3 GPM / pies/seg

Diámetro y Área:

De la Tabla 9.3, Apuntes Mecánica de Fluidos, Profesor José Torres, PUCV:

DN = 6”

DE = 6,625”, DI = 6,407”

A = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (6,407/12)2 = 0,22 pie2


VD = Q / A = 1,55 / 0,22 = 7,04 pies/seg

Reynolds, Re:

93

Re = DI * VD * � / µ = (6,407 / 12) * 7,04 * 62,4 / (4*10-4) = 586.369


Largo cañería recta, L = 50 m = 164 pies (recorrido existente)


Leq = 164 * 1,4 = 230 pies


�/D = 0,0003, f = 0,016

hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfD3 = 0,016 * 230 * (7,04)2 * 12 / (2 * 32,2 * 6,407) = 5,3 lbf*pie/lb

Pérdidas en la descarga totales:

hfD = hfD1 + hfD2 + hfD3

hfD = 1,6 + 5,4 + 5,3 = 12,3 lbf*pie/lb

Succión

Ds = 19,56” = 1,63 pies

94


Vs = (2/3) * VD = (2/3) * 6,6 = 4,4 pies/seg


Leq = 36,1 pies

Reynolds, Re:

Re = DI * VD * � / µ = (1,63) * 4,4 * 62,4 / (4*10-4) = 1.118.832


�/D = 0,0001, f = 0,013

hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfs = 0,013 * 36,1 * (4,4)2 / (2 * 32,2 * 1,63) = 0,09 lbf*pie/lb

Bernoulli:


∆P/� = (36,7 – 14,7) * 144/62,4 = 50,7 lbf*pie/lb

∆V2/2gc = ((6,62 + 14,92 + 7,042) – 8,82) / (2*32,2) = 3,7 lbf*pie/lb

∆z = (32,8-11,4) * 32,2 / 32,2 = 21,4 lbf*pie/lb

∆H = 50,7+ 3,7 + 21,4 + 12,3 + 0,09


95


BHP = ∆H * Q * � / 550 * ŋ

ŋ = 0,75

BHP = 88,19 * 9,28 * 62,4 / (550 * 0,75) = 124 HP

Potencia total, BHP = 1,18 BHPcálculado = 1,18 * 124 = 146 ≈ 150 HP

N° de bombas 2

Potencia / bomba = 75 HP < 95 HP (potencia existente)

Ahorro de potencia = (95 – 75) / 95 * 100 = 21%

Por lo tanto, con la implementación del nuevo sistema es posible utilizar las

bombas P10/1-2 a 21% menos de potencia.

96

1) Análisis Bombas P70/1-2

- Operación actual

Estas bombas mantienen en circulación 1.245 m3/h de ácido concentrado al

98,5% en la Torre de absorción Intermedia K6. El flujo es movido con dos bombas idénticas de 85 HP cada una.

Figura 16. Esquema de bombas P70/1-2 (operación actual).

97


- Q = 1.245 m3/h = 12,21 pies3/seg

- µ = 9,7 lb/pie*hr = 0,0027 lb/pie*seg


- � = 111,25 lb/pie3

Cálculo para presión de altura de líquido (succión)

Estanque de ácido en el fondo de Torre K6, D1 = 6 m, h = 2 m

V1 = π * r2 * h = π * 32 * 2 = 56,5 m3

A1 = 2 * π * r * (h + r) = 2 * π * 3 * (2 + 3) = 94 m2

Masa = 56,5 (m3) * 1.782 (Kg/m3) = 100.682 Kg

F = 100.682 (Kg) * 9,8 (m/s2) = 986.693 N

P1 = F / A = 986.693 / 94 = 10,5 KPa = 0,11 kg/cm2 = 1,5 psi

Ducto posterior al estanque de ácido Torre K6, D2 = 0,8 m, h = 5 m

V2 = π * r2 * h = π * 0,42 * 5 = 2,51 m3

A2 = 2 * π * r * (h + r) = 2 * π * 0,4 * (0,4 + 5) = 13,6 m2

Masa = 2,51 (m3) * 1.782 (Kg/m3) = 4.473 Kg

F = 4.473 (Kg) * 9,8 (m/s2) = 43.835 N

P2 = F / A = 43.835 / 13,6 = 3,2 KPa = 0,03 kg/cm2 = 0,49 psi

98

PSucción = P(altura de liquido) = 0,11 + 0,03 = 0,14 kg/cm2 = 1,99 psi

PDescarga = ΔPW21/1-4 + Pgases = 0,8 + 0,2 = 1,0 kg/cm2 = 14,2 psi

Descarga

Diámetro y Área:

Diámetros de de ductos existentes

DI = 800 mm = 31,5”

DI entrada/salida por cada intercambiador W21 = 200 mm = 7,87”


A1 = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (31,5/12)2 = 5,4 pie2

VD1 = Q / A = 12,21 / 5,4 = 2,26 pie/seg

A2 = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (7,87/12)2 = 0,337 pie2

Q = 12,21 / 4 = 3,05 pie3/seg (caudal por cada intercambiador)

VD2 = Q / A = 3,05 / 0,337 = 9,05 pie/seg

99


Largo cañería recta, L = 24 m = 78,74 pies (recorrido existente)

Válvula de compuerta, L = 1,57 pies

3 codos estándar 31,5” = 35,4 pies

Leq1 = 78,74 + 1,57 + 35,4 = 115,7 pies

Largo cañerías entrada/salida intercambiadores, L = 4 m = 13,12 pies


Leq2 = 13,12 * 1,2 = 15,7 pies

Reynolds, Re:

Re1 = DI * VD * � / µ = (31,5 / 12) * 2,26 * 111,25 / (0,0027) = 244.441

Re2 = DI * VD * � / µ = (7,87 / 12) * 9,05 * 111,25 / (0,0027) = 244.556


hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

�/D1 = 0,00005, f = 0,017

hfD1 = 0,017 * 115,7 * (2,26)2 * 12 / (2 * 32,2 * 31,5) = 0,06 lbf*pie/lb

�/D2 = 0,00025, f = 0,017

hfD2 = 0,017 * 15,7 * (9,05)2 * 12 / (2 * 32,2 * 7,87) = 0,5 lbf*pie/lb

hfD total = 0,06 + 0,5 = 0,56 lbf*pie/lb

100

Succión


Vs = (2/3) * VD = (2/3) * 2,26 = 1,5 pies/seg





Leq = 16,4 + 1,57 + 11,8 = 29,7 pies

Diámetro Succión:

Ds = 31,5”

Reynolds, Re:

Re = DI * VD * � / µ = (31,5 / 12) * 1,5 * 111,25 / (0,0027) = 162.240


�/D = 0,00006, f = 0,017

hfs = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

hfs = 0,017 * 29,7 * (1,5)2 * 12 / (2 * 32,2 * 31,5) = 0,007 lbf*pie/lb

101

Bernoulli:


∆P/� = (14,2 – 1,99) * 144 / 111,25 = 15,8 lbf*pie/lb

∆V2/2gc = (2,262 + (9,052) * 4 – 1,52) / (2 * 32,2) = 5,13 lbf*pie/lb

∆z = 25,0 lbf*pie/lb

∆H = 15,8 + 5,13 + 25,0 + 0,56 + 0,007



BHP = ∆H * Q * � / 550 * ŋ

Suposición, ŋ = 0,75 (eficiencia global conjunto motor-bomba)

BHP = 46,5 * 12,21 * 111,25 / (550 * 0,75) = 153 HP

Potencia total requerida (10% de sobrediseño) = 1,1 * 153 = 168 ≈ 170 HP

N° de Bombas = 2

Potencia / bomba = 85 HP

102

- Operación con de implementación de nuevo sistema

Incorporación de una línea adicional para alimentar a intercambiadores nuevos

con 75% del flujo original, el 25% restante ahora pasará por un solo intercambiador

W21.

Figura 17. Esquema de bombas P70/1-2 (operación para nuevo sistema).

PSucción = P(altura de liquido) = 0,14 kg/cm2 = 1,99 psi

PDescarga1 = ΔPW21/1 + Pgases = 0,2 + 0,2 = 0,4 kg/cm2 = 5,7 psi

PDescarga2 = ΔP(Inter. nuevos) + Pgases = 0,72 + 0,2 = 0,92 kg/cm2 = 13,9 psi

103

Descarga 1: Flujo de 310 m3/hr (intercambiador W21/1)

Q = 310 m3/h = 3,05 pies3/seg

D = 200 mm = 7,87”

VD = 9,05 pies/seg




1 válvula de compuerta = 1,5 pies

1 válvula check = 7,4 pies

Leq1 = 49,21 + 14,7 + 1,5 + 7,4 = 72,8 pies

Reynolds, Re:

Re2 = DI * VD * � / µ = (7,87 / 12) * 9,05 * 111,25 / (0,0027) = 244.556


�/D = 0,00025, f = 0,017

hfDescarga1 = 0,017 * 15,7 * (9,05)2 * 12 / (2 * 32,2 * 7,87) = 0,5 lbf*pie/lb

104

Descarga 2: Flujo de 935 m3/hr (intercambiador nuevos)

Q = 935 m3/h = 9.17 pies3/seg

D = 600 mm = 23,6”

DI entrada/salida por cada intercambiador nuevos = 200 mm = 7,87”


A1 = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (23,6/12)2 = 3,04 pie2

VD1 = Q / A = 9,17 / 3,03 = 3,02 pie/seg

A2 = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (7,87/12)2 = 0,337 pie2

Q = 9,17 / 3 = 3,05 pie3/seg (caudal por cada intercambiador)

VD2 = Q / A = 3,05 / 0,337 = 9,05 pie/seg


Largo cañería recta, L = 23 m = 75,46 pies (recorrido existente)



1 válvula check = 11,3

Leq1 = 75,46 + 2,3 + 33,9 + 11,3 = 122,96 pies

105

Largo cañerías entrada/salida intercambiadores, L = 4 m = 13,12 pies


Leq2 = 13,12 * 1,2 = 15,7 pies

Reynolds, Re:

Re1 = DI * VD * � / µ = (23,6 / 12) * 3,03 * 111,25 / (0,0027) = 245.532

Re2 = DI * VD * � / µ = (7,87 / 12) * 9,05 * 111,25 / (0,0027) = 245.556


hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI

�/D1 = 0,00008, f = 0,017

hfD1 = 0,017 * 122,96 * (3,03)2 * 12 / (2 * 32,2 * 23,6) = 0,15 lbf*pie/lb

�/D2 = 0,00025, f = 0,017

hfD2 = 0,017 * 15,7 * (9.05)2 * 12 / (2 * 32,2 * 7,87) = 0,5 lbf*pie/lb

hfDescarga2 = 0,15 + 0,5 = 0,65 lbf*pie/lb

hfD Total = 0,5 + 0,65 = 1,15 lbf*pie/lb

106

Succión (cálculos idénticos que para operación actual)


Ds = 31,5”

Vs = 1,5 pies/seg

Leq = 29,7 pies

Re = 162.240

hfs = 0,007 lbf*pie/lb

Bernoulli:


∆P/� = (5,7 + 13,9 – 1,99) * 144 / 111,25 = 22,8 lbf*pie/lb

∆V2/2gc = (9,052 + 3,022 + (9,05 * 3)2 – 1,52) / (2 * 32,2) = 5,1 lbf*pie/lb

∆z = 25 lbf*pie/lb

∆H = 22,8 + 5,1 + 25 + 1,15 + 0,007


107


BHP = ∆H * Q * � / 550 * ŋ

ŋ = 0,75

BHP = 54,06 * 12,21 * 111,25 / (550 * 0,75) = 178 HP

Potencia total requerida (10% de sobrediseño) = 1,1 * 178 = 196 ≈ 200 HP

N° de Bombas = 2

Potencia / bomba = 100 HP > 85 HP (potencia actual)

Por lo tanto, la implementación del nuevo sistema de intercambiadores requiere

de un 18% más de potencia que las actuales P70/1-2.

A continuación, en la Tabla 37 se presenta un resumen comparativo entre la

operación actual y la futura con la incorporación del nuevo sistema de recuperación

de energía para la Planta de Ácido.

Tabla 37. Resumen comparativo de potencias requeridas de bombas P10/1-2 y P70/1-2.

P10 P70

Operación Actual Nueva Actual Nueva Potencia

Requerida Bomba

1 95 HP 75 HP 85 HP 100 HP

Potencia Requerida

Bomba 2 95 HP 75 HP 85 HP 100 HP

108

5.1.5. Evaluación Económica

5.1.5.1 Capital Total de Inversión

De forma estimativa, utilizando el método de los porcentajes (Peter &

Timmerhaus, 4ta Edición), fue calculado el capital total de inversión para este

sistema. El valor de los equipos principales es basado en información real de

intercambiadores de calor Alfa Laval y www.chileremates.com e información

entregada por Codelco División Ventanas. Los equipos principales incluyen a los

intercambiadores de placas nuevos (40.000 USD) y la bomba(s) nueva(s) (35.000

USD).

Este método, es utilizado en estimaciones preliminares de la inversión, requiere

conocer el costo sin instalar de los equipos principales de la planta, los otros ítems

que incluye la inversión, tales como cañerías, instrumentación, instalaciones

auxiliares y otros anexos, son estimados como un porcentaje del costo de estos

equipos. Estos porcentajes han sido determinados de plantas típicas y se muestran

en el siguiente cuadro. El rango de precisión de este método es de +/- 20 a 30%.

Las tres categorías los procesos industriales considerados por el método

dependen de los materiales procesados y son: plantas de procesamiento de fluidos,

plantas de procesamiento de sólidos y plantas de procesamiento de sólido-fluido. A

continuación, se presenta la Tabla 38 con los cálculos, considerando una planta de

procesamiento de fluidos.

109

Tabla 38. Capital Total de Inversión para nuevo sistema de recuperación de calor de agua de la Planta de Ácido.

Planta

Tratamientos Costos de Fluidos

% USD

Equipos Principales 100 75.000 Instalación de equipos 47 35.250

Instrumentación 36 27.000 Cañerías 68 51.000

Sistema eléctrico 11 8.250 Construcciones 18 13.500

Ampliación talleres 10 7.500 Servicios 70 52.500

Capital Fijo Directo 360 270.000 Ingeniería 33 24.750

Gastos construcción 41 30.750 Gastos legales 4 3.000

Honorario contratista 22 16.500 Contingencia 44 33.000

Capital Fijo Indirecto 144 108.000 Capital Fijo Total 504 378.000 Capital de Trabajo 89 66.750

Capital Total Inversión 593 444.750

110

5.1.5.2. Ahorro Generado y Recuperación de la Inversión

1. Ahorro de Gas Natural

Se genera ahorro del 22% en la calefacción de electrolito y 4,1% en el

precalentamiento de agua de alimentación a las calderas.

Costo del consumo de gas actual : 306.241 USD/año

% Ahorro total anual de gas = 22% + 4,1% = 26,1%

Ahorro total anual de gas = 306.241 * 0,261 = 79.929 USD/año

2. Ahorro de Agua Evaporada en la Torre W11

Costo de agua industrial (Fuente: Esval 2011): 0,7 USD/m3

Evaporación actual de agua Torre W11: 451.140 m3/año

Ahorro de evaporación de agua: 451.140 * 0,5 * 0,7 = 157.899 USD/año

Ahorro Total: Ahorro de gas + Ahorro de evaporación de agua

Ahorro Total: 79.929 + 157.899 = 237.828 USD/año

La inversión se recupera en:

Años = Capital Total de Inversión / Ahorro Total

Años = (444.750) / (237.828 USD/año)

Años = 1,87 ≈ 2

111

Capitulo 6

6.1. Conclusiones

La realización de esta memoria de titulo fue parte de las necesidades de la

empresa por optimizar el uso de los recursos energéticos de la planta de ácido

sulfúrico de la División Ventanas.

Recuperación de energía

La recuperación de energía en la industria se traduce en una reducción que va

desde un 20% hasta un 70% en los costos operacionales, mejor aprovechamiento de

los recursos y extender la vida útil de los equipos; generando un menor impacto

ambiental y disminuyendo del consumo de energía.

Para la Planta de Ácido de la División Ventanas es posible recuperar energía de

bajo grado energético desde el calor aportado por el sistema de circulación de ácido.

Se realizo un estudio de la situación energética del proceso, esto posteriormente

permitió diseñar un sistema acorde a las necesidades energéticas de la empresa.

112

Situación Energética de la Planta de Ácido

Se ha demostrado que el área óptima para diseñar un sistema de recuperación

energía de bajo grado en la Planta de Ácido de la División Ventanas se encuentra en

los sistemas de aguas de enfriamiento de los circuitos de ácido de circulación, con un

calor disponible de 57.020 KW.

Circuito de ácido débil: 14.336 KW

Circuito de ácido fuerte: 42.684 KW

En los intercambiadores gas-aire (W26 y W27) del sistema de conversión, existe

una transferencia de calor de 2.984 KW. Este calor es considerablemente menor que

el aportado por el ácido en las torres de absorción y no es generado en forma

constante. Por este motivo, es poco atractivo intervenir esta área para diseñar un

sistema de recuperación de energía.

113

Tabla 39. Resumen de energía térmica real disponible en la PA de la División Ventanas.

Sistema de aguas de

Enfriamiento W25 14.336 KW

Sistema de aguas de

Enfriamiento W11 42.684 KW

Calor promedio real transferido

por el ácido a aguas de

enfriamiento en intercambiadores

de calor de las Torres W25 y

W11 de enfriamiento. Total 57.020 kW

Intercambiador W26 2.330 KW

Intercambiador W27 654 KW

Calor total real transferido a la

atmósfera por los gases de los

intercambiadores de calor gas-

aire en el proceso de conversión

de SO2 a SO3.

Total 2.984 KW

Se puede concluir que para la aplicación de un sistema recuperación de

energía, los circuito ácido fuerte y ácido débil de los sistemas aguas enfriamiento

presentan mejores condiciones, debido a lo siguiente:

• Gran contenido calórico, aprovechable para sistemas recuperación de energía

de bajo grado.

• Transporte de energía permanente durante las 24 hr del día, y todo el año.

• Es el sector más recomendado para la recuperación de energía en plantas de

ácido del tipo metalúrgico.

114

Diseño de Sistema de Recuperación de Energía para la Planta de Ácido de la División Ventanas

Diseñar un sistema de recuperación de energía para el aprovechamiento de los

recursos energéticos e hídricos para la Planta de Ácido fue fundamental, debido a la

complejidad del proceso y a las necesidades especificas de la División Ventanas.

El diseño consistió en aprovechar el calor de las aguas enfriamiento del circuito

de ácido fuerte y del ácido de circulación de la absorción intermedia de la Planta de

Ácido.

Las características principales del sistema de recuperación de calor del circuito

de ácido fuerte son las siguientes:

• Generación de 788 m3/hr de agua a 62°C para calefacción del 22%

electrolito circulante en Refinería Electrolítica (22% de ahorro de gas).

• Precalentamiento de 30 m3/hr de agua fresca de alimentación a calderas

(4,1% de ahorro de gas).

• Calefacción de otros procesos.

• Operación de la Torre W11 con 946 m3/hr de agua (50% menos).

115

El capital total de inversión estimado es de 444.750 USD (221.374.312 CLP)

para el nuevo sistema que incluye tres intercambiadores en paralelo en la Planta de

Ácido, genera un ahorro total de 26,1% en los costos operacionales de las calderas a

gas, equivalente a 79.929 USD/año, además se reduce la evaporación de agua de la

Torre W11 en un 50%, equivalente a 157.899 USD/año. Finalmente la recuperación

de la inversión es de 2 años.

116

6.2. Bibliografía

1) Eficiencia Energética, 2010. Programa País de Eficiencia Energética.

Disponible en: http://www.ppee.cl/576/channel.html

2) Codelco Chile, 2011. Disponible en:

http://www.codelco.cl

3) Codelco Chile, 2010, Operaciones, División Ventanas. Disponible en: http://www.codelco.cl/la_corporacion/fr_division_ventanas.html

4) División Ventanas, 2010. Proceso del Sistema Fundición- Planta de Acido. Codelco Chile.

5) División Ventanas, 2010. Manual de la Planta de Acido. Codelco Chile.

6) Eficiencia Energética, 2007, Sector Industrial, Definición y Ámbito de Aplicación. Grupo ATISAE. Disponible en: http://www.atisae.com

7) Chile-Sustentable, 2005. En la Industria: ¿Cómo hacer un programa de Eficiencia Energética?. Disponible en: http://www.chilesustentable.net

8) Louie, Douglas, 2005, Capitulo 13, Recuperación de Energía. Handbook of Sulphuric Acid Manufacturing.

9) Torres, José, 2008, Apuntes de Transferencia de Calor. PUCV

10) Fernández, Pedro, 2008, Ingeniería Energética, Transferencia de Calor.

Universidad de Cantabria, en Santander, España.

11) ORC (Organic Cycle Rankine), 2010. Disponible en: http://www.turboden.eu/

12) Fernández, Pedro, 2008, Ingeniería Energética, Ciclos de Maquinas

Térmicas. Universidad de Cantabria, en Santander, España.

117

13) Canal de Eficiencia Energética, 2009, Bomba de Calor Industrial. Disponible en:

http://www.empresaeficiente.com

14) Hatch, 2010, Budgetary information Gas Cleaning and Sulphuric Acid Plant. Outotec.

15) Manual del Protocolo de Montreal Relativo a las Sustancias que Agotan la

Capa de Ozono, 2006. Séptima Edición. Secretaría del Ozono. Programa de

las Naciones Unidas para el Medio Ambiente. Kenya.

118

Anexo I

Tabla 10. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del ácido para

intercambiadores W1/1-3

Las entalpías para el ácido en los intercambiadores de calor W1/1-3 fueron

calculadas según la siguiente ecuación:


Según datos de diseño la capacidad calorífica del ácido es:

CKgKJcpácido °

= 48,4

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

861.10)5,489,39(48,489,281

364.11)3,513,42(48,484,281

745.11)4,531,44(48,490,281

122.12)8,512,42(48,486,281

735.11)5,512,42(48,467,281

5

4

3

2

1

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

119

La ∆H promedio y desviación estándar para los intercambiadores W1/1-3 se

calcularon según las siguientes fórmulas:

3,4761

1

565.111

1

2

131/1

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

−=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ

Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar

son los cálculos son los siguientes:

49,11

1;1,421

77,11

1;3,511

1

2

1

1

2

1

=⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

−=°=Δ=

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −

−=°=Δ=

∑∑

∑∑

=

−

=

−

=

−

=

−

N

isalidai

N

iisalida

N

ientradai

N

iientrada

TTN

CTN

T

TTN

CTN

T

σ

σ

Tabla 11. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del ácido para intercambiador W20

Las entalpías para el ácido en el intercambiador de calor W20 fueron calculadas

según la siguiente ecuación:



CKgKJcpácido °

= 60,4

120

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

093.2)4,432,36(60,42,63

069.2)8,466,39(60,45,63

986.1)4,476,40(60,45,63

302.2)5,476,39(60,43,63

439.2)4,471,39(60,49,63

5

4

3

2

1

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

La ∆H promedio y desviación estándar para el intercambiador W20 se calcularon

según las siguientes fórmulas:

7,1861

1

178.21

1

2

120

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

−=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ


los cálculos se realizaron utilizando la misma modalidad que la Tabla 6 y los

resultados son los siguientes:

67,1;0,39

75,1;5,46

=°=

=°=−

−

σ

σ

CT

CT

salida

entrada

121

Tabla 12. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del ácido para intercambiadores W7/1-2.





CKgKJcpácido °

= 92,1

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

093.9)9,747,47(92,112,174

629.8)0,741,49(92,150,180

449.9)5,775,49(92,177,175

295.9)0,762,49(92,164,180

058.6)0,680,50(92,130,175

5

4

3

2

1

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

122



1,402.11

1

505.81

1

2

121/7

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

−=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ




86,0;1,49

64,3;1,74

=°=

=°=−

−

σ

σ

CT

CT

salida

entrada


intercambiadores W21/1-4





CKgKJcpácido °

= 45,1

123

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

979.25)2,902,62(45,19,639

907.26)5,945,65(45,19,639

979.25)6,896,61(45,19,639

835.27)2,962,66(45,19,639

763.28)0,1020,71(45,19,639

5

4

3

2

1

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ



0,210.11

1

093.271

1

2

141/21

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

−=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ




76,3;3,65

04,5;5,94

=°=

=°=−

−

σ

σ

CT

CT

salida

entrada

124

Tabla 14. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del ácido para intercambiador W8





CKgKJcpácido °

= 95,0

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

933.6)3,843,48(95,073,202

902.6)2,815,47(95,060,215

834.7)7,830,47(95,070,224

917.7)7,893,51(95,002,217

788.6)3,850,53(95,023,221

5

4

3

2

1

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ



0,5521

1

275.71

1

2

18

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

−=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ

125




61,2;4,49

11,3;8,84

=°=

=°=−

−

σ

σ

CT

CT

salida

entrada


intercambiador W9





CKgKJcpácido °

= 72,1

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

103.1)6,860,46(72,180,15

772)9,736,41(72,190,13

889)1,819,45(72,169,14

986)9,822,47(72,106,16

884)6,814,48(72,148,15

5

4

3

2

1

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

126



2,1241

1

9271

1

2

19

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

−=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ




57,2;8,45

62,4;2,81

=°=

=°=−

−

σ

σ

CT

CT

salida

entrada

Tabla 19. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del agua para intercambiadores W1/1-3

Las entalpías para el agua en los intercambiadores de calor W1/1-3 fueron


aguaentradasalidaáguaaguaagua TTcpmH )( −∗∗∗=Δ

La capacidad calorífica del agua es:

CKgKJcpagua °

= 18,4

127

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

753.10)7,210,31(18,46,276

331.11)5,203,30(18,46,276

331.11)5,213,31(18,46,276

024.12)0,224,32(18,46,276

331.11)8,216,31(18,46,276

5

4

3

2

1

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ



5,4501

1

354.111

1

2

131/1

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ



77,01

1;3,311

59,01

1;5,211

1

2

1

1

2

1

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −

−=°=Δ=

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −

−=°=Δ=

∑∑

∑∑

=

−

=

−

=

−

=

−

N

isalidai

N

iisalida

N

ientradai

N

iientrada

TTN

CTN

T

TTN

CTN

T

σ

σ

128

Tabla 20. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del agua para el intercambiador W20

Las entalpías para el agua en el intercambiador de calor W20 fueron calculadas




CKgKJcpagua °

= 18,4

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

043.2)7,231,28(18,41,111

997.1)5,218,25(18,41,111

950.1)2,234,27(18,41,111

136.2)3,229,26(18,41,111

183.2)8,215,26(18,41,111

5

4

3

2

1

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ



6,961

1

062.21

1

2

120

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ

129




87,0;9,26

93,0;5,22

=°=

=°=−

−

σ

σ

CT

CT

salida

entrada






CKgKJcpagua °

= 18,4

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

079.9)2,205,40(18,41,107

453.8)1,210,40(18,41,107

214.9)5,201,41(18,41,107

124.9)0,214,41(18,41,107

038.6)0,215,34(18,41,107

5

4

3

2

1

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

130



2,344.11

1

382.81

1

2

121/7

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ




85,2;5,39

39,0;8,20

=°=

=°=−

−

σ

σ

CT

CT

salida

entrada






CKgKJcpagua °

= 18,4

131

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

916.25)2,215,39(18,48,338

907.26)0,210,40(18,48,338

916.25)8,221,41(18,48,338

757.27)4,220,42(18,48,338

749.28)1,213,41(18,48,338

5

4

3

2

1

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ



6,222.11

1

049.271

1

2

141/21

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ




01,1;8,40

86,0;7,21

=°=

=°=−

−

σ

σ

CT

CT

salida

entrada

132

Tabla 23. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del agua para intercambiador W8





CKgKJcpagua °

= 18,4

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

903.6)8,195,41(18,41,76

871.6)0,216,42(18,41,76

825.7)4,180,43(18,41,76

889.7)2,180,43(18,41,76

775.6)0,213,42(18,41,76

5

4

3

2

1

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ



2,5541

1

253.71

1

2

18

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ

133




62,0;5,42

35,1;7,19

=°=

=°=−

−

σ

σ

CT

CT

salida

entrada

Tabla 24. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del agua para intercambiador W9





CKgKJcpagua °

= 18,4

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

095.1)3,185,36(18,441,14

770)1,249,36(18,44,14

879)5,221,37(18,44,14

975)3,205,36(18,44,14

879)4,210,36(18,44,14

5

4

3

2

1

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

134



0,1221

1

9201

1

2

19

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ




42,0;6,36

20,2;3,21

=°=

=°=−

−

σ

σ

CT

CT

salida

entrada

Tabla 25. LMTD, U y Rd reales calculados para los intercambiadores de calor de placas de la planta de ácido

Para el cálculo del LMTD real se utilizaron las temperaturas reales promedio del

ácido y las temperaturas reales promedio del agua, según la siguiente fórmula:

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−−

−−−=

12

21

1221

ln

)()(

FC

FC

FCFC

TTTT

TTTTLMTD

135

En donde:

- TC1: Temperatura de entrada del ácido

- TF2: Temperatura de salida del agua

- TC2: Temperatura de salida del ácido

- TF1: Temperatura de entrada del agua

Se presentan a continuación los valores reales promedio de temperatura de

entrada y salida del ácido y agua respectivamente:

TC1 TC2 TF1 TF2 Intercambiadores

°C °C °C °C

W1/1 51,30 42,14 21,50 31,32

W1/2 51,30 42,14 21,50 31,32

W1/3 51,30 42,14 21,50 31,32

W20 46,50 39,02 22,50 26,94

W7/1 74,08 49,10 20,76 39,50

W7/2 74,08 49,10 20,76 39,50

W21/1 94,50 65,30 21,68 40,78

W21/2 94,50 65,30 21,68 40,78

W21/3 94,50 65,30 21,68 40,78

W21/4 94,50 65,30 21,68 40,78

W8 84,84 49,42 19,68 42,48

W9 81,22 45,82 21,32 36,60

136

Según la fórmula de LMTD mostrada se presentan los valores reales a

continuación:

(TC1-TF2) (TC2-TF1) LMTD Real Intercambiadores

°C °C °C

W1/1 20,0 20,6 20

W1/2 20,0 20,6 20

W1/3 20,0 20,6 20

W20 19,6 16,5 18

W7/1 34,6 28,3 31

W7/2 34,6 28,3 31

W21/1 53,7 43,6 48

W21/2 53,7 43,6 48

W21/3 53,7 43,6 48

W21/4 53,7 43,6 48

W8 42,4 29,7 36

W9 44,6 24,5 34

Con los valores de LMTD real, ∆H del agua calculados anteriormente y las áreas

de cada intercambiador, se obtuvieron los valores de U real según la siguiente

ecuación:

alal LMTDA

HURe

Re *

−

Δ=

Finalmente fueron calculados los Rd con la siguiente fórmula:

URd al

1Re =

137

Área LMTD Real ∆H Real Promedio U Real Rd Real

m2 °C KW KW/m2°C m2°C/KW

W1/1 108,0 20,0 3.784,67 1,75 0,57

W1/2 108,0 20,0 3.784,67 1,75 0,57

W1/3 108,0 20,0 3.784,67 1,75 0,57

W20 101,1 18,0 2.061,00 1,13 0,88

W7/1 101,5 31,0 4.191,00 1,33 0,75

W7/2 101,5 31,0 4.191,00 1,33 0,75

W21/1 105,4 48,0 6.762,25 1,34 0,75

W21/2 105,4 48,0 6.762,25 1,34 0,75

W21/3 105,4 48,0 6.762,25 1,34 0,75

W21/4 105,4 48,0 6.762,25 1,34 0,75

W8 105,4 36,0 7.253,00 1,91 0,52

W9 28,5 34,0 920,00 0,95 1,05

Tabla 28. ∆H reales calculados para el intercambiador W26

Las entalpías para los gases en el intercambiador de calor W26 fueron


gasesentradasalidagasesgasesgases TTcpmH )( −∗∗∗=Δ


CKgKJcpgases °

= 045,1

138

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

374.2)1,4807,439(045,124,56

310.2)4,4791,440(045,124,56

216.2)0,4803,442(045,124,56

445.2)1,4825,440(045,124,56

301.2)1,4799,439(045,124,56

5

4

3

2

1

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ



9,851

1

329.21

1

2

126

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

−=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ



0,11

1;5,4401

2,11

1;1,4801

1

2

1

1

2

1

=⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

−=°=Δ=

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −

−=°=Δ=

∑∑

∑∑

=

−

=

−

=

−

=

−

N

isalidai

N

iisalida

N

ientradai

N

iientrada

TTN

CTN

T

TTN

CTN

T

σ

σ

139

Tabla 29. ∆H reales calculados para el intercambiador W27

Las entalpías para los gases en el intercambiador de calor W26 fueron


gasesentradasalidagasesgasesgases TTcpmH )( −∗∗∗=Δ


CKgKJcpgases °

= 076,1

( )

( )

( )

( )

( ) KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

KWCCKg

KJs

KgH

Día

Día

Día

Día

Día

712)4,4241,409(076,125,43

703)5,4234.408(076,125,43

661)3,4231,409(076,125,43

554)1,4222,410(076,125,43

638)6,4229,408(076,125,43

5

4

3

2

1

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ

−=°−∗⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛°

∗⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=Δ



4,631

1

6531

1

2

127

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ−Δ

−=

−=Δ=Δ

∑

∑

=

−

=

−

N

ii

N

iiW

HHN

KWHN

H

σ

140



7,01

1;1,4091

9,01

1;2,4231

1

2

1

1

2

1

=⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

−=°=Δ=

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −

−=°=Δ=

∑∑

∑∑

=

−

=

−

=

−

=

−

N

isalidai

N

iisalida

N

ientradai

N

iientrada

TTN

CTN

T

TTN

CTN

T

σ

σ

141

Anexo II

Cálculos secundarios para diseño de sistema de recuperación de calor del circuito de ácido fuerte

Balance de energía para cálculo de electrolito calefaccionado por agua a 62°C,

- magua = 788 m3/hr

- cpagua = 4,18 KJ/Kg°C

- �agua = 1000 Kg/m3

- ∆T = (62 – 58) °C - melectrolito = ?? m3/hr

- cpelectrolito = 4,0 KJ/Kg°C

- �electrolito = 1200 Kg/m3

- ∆T = (60 – 55) °C

magua * cpagua * ∆Tagua = melectrolito * cpelectrolito * ∆Telectrolito

Despejando se obtiene,

mElectrolito = 788 * 1000 * 4,18 * (62 – 58) / (1200 * 4 * (60 – 55)

mElectrolito = 549 m3/hr

% Electrolito Calefaccionado = [ 1 – (2.540 – 549) / 2.540 ] * 100 = 22%

142

Cálculo de masa de agua purgada a 58°C necesaria para precalentar agua fresca de

alimentación a calderas,

magua calderas = 30 m3/hr

mpurga = 30 * (55 – 25) / (58 – 40) = 50 m3/hr

Cálculo de calor total en caldera para agua de alimentación a 25°C y 55°C,

QTotal = QSensible + QLatente = (m * cp * ∆T) + (m *λ vaporización)

λ vaporización (2,5 kg/cm2) = 2.721 KJ/Kg

QTotal ACTUAL = (30 * 1000 / 3600) * [4,18 * (100 – 25) + 2.721] = 25.288 KW

QTotal NUEVO = (30 * 1000 / 3600) * [4,18 * (100 – 55) + 2.721] = 24.243 KW

% Ahorro de Energía = [ (25.288 – 24.243) / 25.288 ] * 100 = 4,1%

Procedimiento de diseño de intercambiadores de placas Alfa Laval

El procedimiento de diseño puede ilustrarse con un problema típico, dado por

un fluido caliente que debe enfriarse desde una temperatura T1 hasta una

temperatura T2; para lo cual se dispone de un fluido frío a t1.

Los pasos a seguir son los siguientes:

1. Calcular la carga de calor: Q

Q = m Cp (T1 – T2)

143

2. Calcular la temperatura de salida del fluido frío: t2

t2 = t1 – Q/(m Cp)

3. Determinar las propiedades físicas de los fluidos a su respectiva

temperatura media.

4. Determinar el tipo de intercambiador.

5. Fijar las resistencias a la incrustación

6. Calcular la temperatura media logarítmica

7. Calcular el número de unidades de transferencia para cada fluido: HTU

8. Suponer un valor de U

8.1. Calcular un área provisional requerida: Ao

8.2. Fijar el tipo y características de las placas

8.3. Determinar el número de placas térmicas Np y número total de

canales (Nc)

Np = Ao / 2Ap

Nc = NP + 1

8.4. Determinar el número de canales paralelos: np

np = V / v

144

v: caudal /canal

8.5. Determinar el arreglo del intercambiador; número de pasos y

número de canales paralelos por paso : np

8.6. Determinar el factor térmico

8.7. Calcular los coeficientes de película para cada fluido como función

del Número de Reynolds (Re)

a) Para flujo en serie (cada fluido pasa como una simple corriente a

través de los canales)

Re = (De G)/µ

b) Para flujo en paralelo (flujo dividido en varias subcorrientes)

Re = De (G/np)/µ

8.8. Calcular el coeficiente total de transferencia de calor

8.9. Calcular el área total necesaria para la transferencia de calor: Ao

y comparar con el área disponible o de diseño: Ad

Ad = 2 Ap Np

Ad debe ser mayor que Ao ( el exceso no debe ser mayor del 15 %)

145

Tabla 9.2. Velocidad recomendable y caída de presión máxima para líquidos de proceso y servicios (Apuntes de Mecánica de Fluidos, Profesor José Torres, PUCV).

Tipo de Servicio Velocidad (pie/seg) Máxima caída de presión psi/100 pies de cañería

Recomendación General 5 -15 4 Flujo Laminar 4 - 5 4 Flujo Turbulento (densidad lb/pie3) 5 - 15 4 Succión de Bombas Ebullendo No ebullendo

2 - 6 4 - 8

0,5 1,0

Descarga de Bomba 250 GPM 250 GPM - 700 GPM > 700 GPM

6 - 8

8 - 10 10 - 15

6 4 2

Agua de enfriamiento 12 - 16 2 Servicio General Diámetro en pulgadas 1 2 4 6 8 10 12 16 20 y mayor

2 - 16

2 - 3 3 - 5 5 - 7 7 - 9

8 - 10 10 - 15 10 - 15 10 - 15 10 - 16

2

2 2 2 2 2 2 2 2 2

Tabla 9.3. Propiedades de cañerías (Apuntes de Mecánica de Fluidos, Profesor José Torres, PUCV).

Diámetro Nominal (pulg)

Diámetro Externo (pulg)

Espesor de Pared (pulg)

Diámetro Interno (pulg)

GPM / pies/seg

4 4,5 0,438 3,624 35

6 6,625 0,109 0,131 0,280

6,407 6,357 6,065

100 98 90

10 10,75

0,307 0,365 0,500 0,591 0,719

10,136 10,020 9,750 9,562 9,312

252 246 233 223 212

16 16

0.312 0,375 0,500 0,656 0,844

15,375 15,250 15,000 14,688 14,312

578 568 550 528 501

146

Anexo III

1. Programa País de Eficiencia Energética (PPEE)

Objetivos del PPEE

- Establecer las bases institucionales y el marco regulatorio para la Eficiencia Energética.

- Desarrollar incentivos y herramientas de apoyo para la Eficiencia Energética.

- Desarrollar información útil y disponible para la toma de decisiones públicas y privadas, colectivas e individuales.

- Posicionar e introducir la Eficiencia Energética en todos los niveles de

formación, formal y no formal.

- Aprovechar experiencia e instrumentos internacionales para acelerar el desarrollo de la Eficiencia Energética y medir la reducción de emisiones generadas.

- Fortalecer la gestión institucional a través de la calidad de sus procesos.

2. Gestión de Codelco Chile frente la Eficiencia Energética

Desde 2003, que la empresa incorporo la eficiencia energética en sus políticas,

normas y gestión. A partir del 2008 se cuenta un Plan de Eficiencia Energética, que

abarca tanto consumo de combustibles como de electricidad.

147

Tabla 1. Hitos de la implantación de eficiencia energética Codelco/País.

Año Codelco País

2003 Política de eficiencia

energética Comienza implementación

del Programa País Eficiencia Energética (PPEE)

2006

Norma Corporativa de Eficiencia Energética

Se constituye la Mesa Minera de Eficiencia Energética en

el PPEE, con la participación de Codelco

2007

Sistema de Información de Indicadores Energéticos

-

2009

Plan de Eficiencia Energética Mesa Minera firma el Protocolo Acuerdo para la Eficiencia Energética en la

Gran Minería

2.1. Norma de Eficiencia Energética en Proyectos de Inversión de Codelco

La energía es un insumo muy relevante en la minería de cobre. Por esta razón,

Codelco oficializó a fines del año 2006 su Norma de Eficiencia Energética en

Proyectos de Inversión (NEE), cuyo objetivo es incorporar criterios de eficiencia

energética en la definición de proyectos, en todo su ciclo de vida, que supone pre

inversión, inversión y operación.

2.2. Plan de Eficiencia Energética de Codelco

El objetivo es contribuir al resultado del negocio, con una gestión de la realidad

operativa actual, que mejoran los indicadores específicos del uso de energía en los

procesos productivos. Al mismo tiempo, apunta a una mirada de futuro que incorpore

la eficiencia energética en los proyectos de inversión y fortalezca el desarrollo de

nuevas fuentes de energía.

148

El Plan considera un conjunto de iniciativas trasversales y divisionales para

aportar a la competitividad de la empresa, en el escenario de un mercado energético

cada vez más complejo, y contribuir simultáneamente con la sustentabilidad,

mejorando la huella de carbono y diversificando las fuentes de suministro energético.

El plan se estructura en cuatro focos:

- Gestión de los contratos existentes.

- Gestión de eficiencia energética en procesos.

- Desarrollo de nuevas formas energéticas.

- Aplicación de la norma de eficiencia energética en todo ciclo de vida de los proyectos de inversión.

3. Gestión de Eficiencia Energética en otras fundiciones de cobre

3.1. Anglo American Chile

Esta empresa tiene como desafío la gestión responsable de los impactos

ambientales de las operaciones a través de la optimización en el uso de recursos

naturales, la disminución en la generación de residuos, el control de las emisiones y

el avance hacia el logro de las metas fijadas en el Programa de Eficiencia

Energética.

149

Programa de Eficiencia Energética Anglo American Chile

El programa de Eficiencia Energética de Anglo American es un conjunto de

iniciativas orientadas a hacer más eficiente el uso de energía en todas las Divisiones

de la compañía. Este programa además incluye la promoción de tecnologías

energéticamente eficientes y el desarrollo de iniciativas para crear conciencia

respecto del ahorro de energía en el día a día.

En agosto de 2008, la gestión ambiental de Anglo American y su Programa de

Eficiencia Energética recibieron un nuevo impulso desde el punto de vista estratégico

con la creación de la Vicepresidencia de Excelencia Operacional.

Esta instancia organiza su trabajo a través de cuatro gerencias que abordan los

temas de optimización, gestión y mantención de activos, uso eficiente de energía y

agua, control de emisiones, protección ambiental y asuntos regulatorios.

Objetivos Programa de Eficiencia Energética

- Realizar su gestión en todas las operaciones, dentro de un Programa de

Eficiencia Energética continuo, que permita optimizar el consumo de energía y

reducir la emisión de Gases de Efecto Invernadero.

- Incentivar la capacitación de los empleados, proveedores y contratistas

responsables del uso y gestión de los recursos energéticos.

150

- Monitorear, gestionar y reportar en forma continua, los consumos y eficiencias

del consumo de energía, en nuestras operaciones.

- Promover e invertir en el desarrollo de tecnologías y modificaciones de

procesos, para hacer más eficiente el uso de energía en nuestras

operaciones.

- Diseñar y construir los proyectos e instalaciones, de manera que permitan

maximizar la eficiencia en el consumo energético durante su operación.

- Promover el uso de fuentes de Energías Renovables no Convencionales.

- Contribuir al desarrollo de políticas, legislaciones y normativa que promuevan

el uso eficiente de la energía.

3.2. Xstrara Copper Chile

Xstrata Copper, División Norte de Chile, junto a otras compañías mineras del

país, firmó el “Protocolo de Acuerdo para la Eficiencia Energética en la Gran Minería”

en 2008. Acuerdo que considera promover la eficiencia energética y fomentar buenas

prácticas orientadas a ella en los procesos productivos que consideran el uso de

energía.

151

Política de Eficiencia Energética de la División Norte de Chile

Con el fin de promover prácticas de desarrollo sostenible alineadas con la

Eficiencia Energética, se Investigan tecnologías de producción limpias a para ser

implementadas en sus operaciones donde sea factible. Además se está

implementando un sistema de gestión que permite identificar la oportunidad de

evaluar y controlar la utilización eficiente de Energía.

Medidas de Eficiencia Energética en Fundición Altonorte

- Control mensual de iniciativas de reducción de energía.

- Análisis mensual del costo de energía.

- Protocolos para el control de la demanda.

- Motores de alta eficiencia en proyectos.

- Evaluación de consumo energético para el reemplazo de equipos.

recuperaciÓn de energÍa en proceso de producciÓn...

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