Calculo IC (Pag.51)

PONTIFICIA UNIVERSIDAD CATÓLICA DE VALPARAISOFACULTAD 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.     resultando finalmente una recuperación de la inversión de 2 años. el cual recupera calor del ácido de circulación de la absorción intermedia (Torre K6). genera un ahorro en los costos operacionales de las calderas a gas y evaporación de agua de 237. permitiendo un ahorro en el consumo de gas en calderas y en la evaporación de agua (Torre W11). obteniéndose un capital total de inversión de 444.750 USD. Finalmente se realizó una evaluación económica al sistemas de recuperación de energía diseñado.     . precalentamiento de agua fresca de alimentación a calderas y calefacción de otros procesos.El segundo nodo lo representan los intercambiadores gas-aire del sistema de conversión de SO2 a SO3.828 USD/año.984 KW. con un aporte a energético de 2. para ser usado en: calefacción de electrolito. con el objetivo de generar agua a 62°C. Después de conocer la situación energética de la Planta de Ácido de la División Ventanas se diseño un sistema de recuperación de energía. 1...1 Capítulo 2 ……………………………………………………………………………………..2... Enfoque de la Eficiencia Energética …….2.............15 3.……….……....16 3.....1... 4 2.4 2...…15 3.....…9 Capítulo 3 ……………………………………………………………………………………15 3..17 3.……….1....2......... Objetivos Específicos……………………..……...2.1......………... 4 2.....17 3..1.1.Índice Capítulo 1..………………………………….......1... Definición de Objetivos ………………………………………………………………... Recuperación en distintos tipos de Plantas..………...……………………………….16 3.3.……….2........…………………………………………………………………………….1... Introducción ………………………………………………………………………. Energía de Alto Grado..1.......3.…………………………………..1.1.4 2.1.......23     ........ Generación de Vapor a Baja Presión..........….1...2.....……….3..........1..….......3.......…..………1 1..1... Objetivo General…………………………. Antecedentes Generales de Codelco-Chile …………………………………………7 2.....2.1... Recuperación de Energía en una Planta de Ácido.1....1..1........... Antecedentes de Codelco División Ventanas…………..19 3.....……………………………………………………….. Sistema ORC....………..1 1...3....... Energía de Bajo Grado.. Recuperación de Energía en la Industria….3. Marco Teórico ……………....……………………….1.……………......19 3...... Sistemas para Recuperación de Energía de Bajo Grado.…...........……………………………8 2..2. Planta de Ácido Sulfúrico ……………………………………………..….. 1.......1. Descripción del sistema…………………….1.………………………………………...96 5.4... Diseño de Sistema de Recuperación de Energía..56 5.......111 6..111 6..1.1...83 5..………………………………………………...2.........5.55 5.... Secado y Absorción de Gases…………………………………..Capítulo 4 ……………………………………………………………………………………31 4.. Conclusiones……………………………….55 5...…83 5....……………….1..51 4.1.……. Análisis Bombas P70/1-2…….1...59 5.5... Capital Total de Inversión……......…...... Lavado......….. Análisis Bombas P10/1-2……...………..2.......………………………………………..2.....……………...1.....1.Mediciones y cálculos realizados……………………...1. Análisis de operación bombas P10/1-2 y P70/1-2……………………..... Evaluación Económica.…………………………………...…………………………………...32 4...54 5.. Evaluación de la Situación Energética.......1.1....110 Capítulo 6...4.....2. Diseño operacional de bomba para intercambiadores nuevos………....1.…....1.. Diseño operacional de nuevos intercambiadores de placas …………..……...... Bibliografía …………………………………..146     .... Sistema de Recuperación de Calor "circuito ácido fuerte".1..………. Usos para el agua a 62°C obtenida………......………………………………………………………………………….....…………………………………………………………………………………...…………………………………………………………………………………....……………..52 Capítulo 5 ……………………………………………………………………………………54 5..108 5...5..……….. Intercambiadores Gas-Aire……………. Ahorro Generado y Recuperación de la Inversión……….….31 4...…………………………………………………108 5.1..2.1.4.....………..……….141 Anexo III.1.......1.......70 5.1..116 Anexo I.....2.……………..................1.....3.1.31 4......1.....118 Anexo II.1...…..2..………..1.......1.Mediciones y cálculos realizados……………………..1. ........Índice de Figuras Figura 1. Esquema de bombas P70/1-2 (operación actual).... Esquema de bombas P10/1-2 (operación actual)……………....……………... Esquema General de Captación de Gases……...12 Figura 4.....………………........ Esquema General Secado y Absorción……. Esquema General Limpieza Húmeda.…………………………..54 Figura 10. Factor térmico para intercambiadores de placas (Alfa Laval)…………….....10 Figura 2.. Esquema del aprovechamiento de agua caliente generada...……11 Figura 3............88 Figura 16...... Esquema de bombas P70/1-2 (operación para nuevo sistema)......96 Figura 17.…………. Esquema general del nuevo sistema de recuperación de calor…….. Esquema del sistema HRS……………………………………………………. Esquema General Etapa de Contacto ………………………………………..…….. ORC con líquido refrigerante de freón...56 Figura 11.......20 Figura 6.......57 Figura 12..…………….42 Figura 9......25 Figura 7..102     ........ Esquema actual del circuito de la Torre W11………………………………......65 Figura 13.. Perfil de temperatura para flujo contracorriente…………………………….... Esquema de nueva bomba para sistema propuesto………………………70 Figura 14.... Esquema del sistema HEROS…………………………………………………28 Figura 8........………….. Esquema de bombas P10/1-2 (operación para nuevo sistema).14 Figura 5...83 Figura 15..………………………………………...... .......................................................38 Tabla 15................... Valores reales W1/1-3 (lado ácido)….…………....………………………………...... Resumen de Ventajas/Desventajas del Sistemas HRS y HEROS..49     ...………....Índice de Tablas Tabla 1...................22 Tabla 6...…46 Tabla 21...........…………….... LMTD..... Capacidades de plantas de ácido para Fundiciones en Chile………..... Capacidades de cada planta por División de Codelco ……….....….....…47 Tabla 22....... Resumen de los calores reales promedio..................……..............45 Tabla 19.....48 Tabla 25....... Resumen de Ventajas/Desventajas del Sistema ORC……………………. Valores reales W20 (lado agua)………....36 Tabla 13............... U y Rd......…….....…………………….5 Tabla 2..............39 Tabla 17...... Valores reales W8 (lado ácido).... Parámetros de vapor para Sistema HRS y HEROS…......28 Tabla 7..........39 Tabla 16.........…..……................….44 Tabla 18.... LMTD.…………………….............….. Valores reales W7/1-2 (lado agua)………….........……47 Tabla 23...…....... Valores reales W21/1-4 (lado agua)…………………………………....6 Tabla 3..46 Tabla 20.........33 Tabla 10...............21 Tabla 5..................... Valores reales W8 (lado agua)……………………………………………... Valores reales temperatura W1/1-3 (lado agua)............……........ Valores reales W9 (lado ácido)….......33 Tabla 9....………………………......... Parámetros operacionales y calores de diseño (ácido)...........…............…35 Tabla 12... Valores reales W20 (lado ácido).………………. Parámetros operacionales y calores de diseño (agua).... Valores realesW21/1-4 (lado ácido).......... de diseño (lado agua).......... Capacidades de plantas de ácido no relacionadas a fundiciones.. Factores de ensuciamiento normales………………………………………...........…....48 Tabla 24.……………………....... Costos estimativos por unidad del Sistema ORC…….. Valores reales W7/1-2 (lado ácido)………………........6 Tabla 4....….....…....35 Tabla 11....... Valores reales W9 (lado agua)…………………………………..…………37 Tabla 14.......30 Tabla 8.... U y Rd reales calculados ………………………………………….. ....51 Tabla 28......58 Tabla 32...... Opciones de flujos totales para el diseño de intercambiadores nuevos...... Resumen comparativo..... Resumen de energía térmica real disponible en la PA………………....... Características de algunas de las placas standard "Alfa Laval"…….......50 Tabla 27. ∆H reales calculados para el intercambiador W27…………………………52 Tabla 30... Resumen comparativo de potencias requeridas de bombas...……64 Tabla 37....113                             .…. ∆H reales calculados para el intercambiador W26……………………….. Capital Total de Inversión para nuevo sistema de recuperación…... Ventajas/Desventajas del sistema de recuperación de calor......59 Tabla 33...109 Tabla 39................................... Comparación entre diseño.................62 Tabla 36.... Tipos de intercambiadores de placas y flujos máximos de operación……60 Tabla 34.....52 Tabla 29...........................Tabla 26....... cálculo realizado al ácido y agua de ∆H…..................107 Tabla 38... Parámetros de diseño para intercambiadores W26 y W27………………....53 Tabla 31.............. Resistencias a la incrustación placas.. Propiedades físicas y condiciones de operación para los fluidos…………61 Tabla 35..................... 1. actualizando sus aplicaciones o mejorando su uso. Es necesario formar e incorporar gestores energéticos en nuestra sociedad para garantizar diagnósticos. conseguir reducir nuestra intensidad energética para incrementar nuestra competitividad económica. de su grado de sustentabilidad. Introducción La recuperación de energía es un factor determinante en la competitividad económica de las empresas.1.1 1    .1 1.1. de su responsabilidad ambiental y en definitiva. 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. 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. el establecimiento de procedimientos y. También es en algunos casos es posible optimizar la tecnología existente.Capitulo 1 1. como es el caso de refrigeradores. ampolletas eficientes y otros productos que hoy están disponibles en el mercado. sobre todo. Esto se puede lograr a través de la implementación de diversas medidas operacionales y/o inversiones. ventiladores. tales como la electricidad y la energía térmica disipada.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.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. 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). incorporar nuevos equipos con tecnologías que optimizan el consumo de energía.1 Es por esta razón y frente a las nuevas necesidades energéticas actuales y a fin de mejorar la sustentabilidad en 2005. disminuir la dependencia energética. etc. Además una gestión enfocada en la eficiencia energética. tiempo de operación. a fin de ahorrar o recuperar energías reutilizables. bajar costos de operación en la industria. mediante la capacitación y creando conciencia en las personas. Fomento y Reconstrucción la puesta en marcha e implementación del “Programa País de Eficiencia Energética” (Anexo III). lugar de trabajo. consumo. además de ahorrar. reducir la contaminación. 2    . Codelco Ventanas interesado en optimizar la operación de sus procesos. mejorar la calidad de vida y aliviar el bolsillo de los consumidores. promueve el uso eficiente de los recursos. escuelas. encargando al Ministerio de Economía. solicito la realización del estudio “Recuperación de energía en el proceso de producción de ácido sulfúrico”. el Gobierno de Chile impulsó y convocó la participación de una serie de actores públicos y privados. Además. El uso inteligente y eficiente de la energía permite. en el Capítulo 2 se nombran los objetivos del trabajo realizado.A continuación. además. las plantas de ácido sulfúrico existentes en Chile. 3    . antecedentes generales de Codelco-Chile y finalmente se explica el proceso de la planta de ácido de Codelco División Ventanas. se presentan. 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. • Evaluar económicamente el sistema diseñado. Definición de Objetivos 2. 4    .1. • Diseñar un sistema de recuperación de energía enfocado a las necesidades de la Planta de Ácido de la División Ventanas.1. 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.1.2.1. 2. mediante el diseño de un sistema de recuperación de energía.Capitulo 2 2. de Codelco Chile. de otras empresas relacionadas a fundición de cobre y plantas de ácido no relacionadas a la fundición de cobre.500 Simple Lurgi (Outotec) 2. Capacidades de cada planta por División de Codelco. en toneladas métricas de ácido por día.040 Simple Lurgi (Outotec) Salvador Potrerillos 1. 2 y 3 se presentan las plantas de ácido existentes en Chile. en las Tablas 1.A continuación.040 Simple Lurgi (Outotec) N°4 2. el tipo de absorción (simple/doble) y el tipo de tecnología que utilizan.200 Doble Hugo Petersen Caletones 1.040 Simple Lurgi (Outotec) N°3 2.300 Simple Chemetics Codelco Norte Teniente (Planta N°1) Caletones (Planta N°2) Fuente: Codelco-Chile . División Planta Capacidad (Ton/Día) Tipo de Absorción Tecnología N°1 720 Simple MECS N°2 2. Tabla 1.500 Simple Lurgi (Outotec) Ventanas Ventanas 1.2010 5    . en donde se menciona la capacidad de producción de ácido sulfúrico en toneladas por día. www. Empresa Fundición Planta Capacidad (Ton/Día) Tipo de Absorción Tecnología Anglo American Chagres Chagres 1.040 Simple Lurgi (Outotec) N°2 2.anglochile. Capacidades de plantas de acido no relacionadas a fundiciones de cobre.cl – 2010 Tabla 3. Capacidades de plantas de acido para Fundiciones en Chile. en toneladas métricas de ácido por día.com .2010 6    .sulphuric-acid.sulphuric-acid. Planta Capacidad (Ton/Día) Tipo de Absorción Tecnología N°1 104 Simple Haldor Topsoe N°2 170 Simple Haldor Topsoe NordAcid Mejillones 2. Mejillones 170 Simple Haldor Topsoe Empresa Molymet Fuente: www.500 Doble MECS ENAMI Paipote N°1 280 Simple Mechim S.A.000 Doble Outotec Enap Refinerías Aconcagua 15 Simple Chemiebau Complejo Industrial Molynor S.040 Doble Lurgi (Outotec) Xstrata Copper Altonorte Fuente: www.com.A. en toneladas métricas de ácido por día.Tabla 2. N°2 560 Simple Panamerican N°1 2. 531millones. produjo 1. desarrollo y explotación de recursos mineros de cobre y subproductos.76 millón de toneladas métricas de cobre refinado (incluida su participación en el yacimiento El Abra). Codelco posee además otras asociaciones mineras orientadas a la explotación geológica. cerca del veinte por ciento de las reservas mundiales del metal rojo. además.2. en sociedad con Freeport MacMoRan.2 El nombre Codelco representa a la Corporación Nacional del Cobre de Chile. Salvador y Ventanas. participa con un 49% en la operación El Abra. Esta cifra equivale al 11% de la producción mundial. Su principal producto comercial es el cátodo de cobre grado A. El Teniente. Radomiro Tomic.A. y su posterior comercialización.2 7    . Además. una empresa autónoma propiedad del Estado chileno. Codelco.2 Posee activos propios por más de US 20. tanto en Chile como en el exterior.2 La compañía está conformada por siete Divisiones mineras: Chuquicamata.2. su procesamiento hasta convertirlos en cobre refinado. en el 2010. a la que se suma la recientemente creada División Ministro Hales que aún no está operativa. Andina. A lo anterior se agrega su filial Minera Gaby S. cuyo negocio principal es la exploración. Antecedentes Generales de Codelco-Chile Codelco es el primer productor de cobre del mundo y posee. que entró en operaciones el 2008.279 millones y un patrimonio que en 2010 ascendió a US$4. 125 kilos de oro.923 toneladas métricas de cobre electrolítico. Así mismo. y dada su relativa equidistancia con los centros y proyectos mineros de esa época. Y así concluyendo su traspaso de ENAMI a Codelco Chile en el año 2005.3 La construcción de este plantel industrial se inició a fines de 1950 y fue inaugurado en 1964.3 8    . por el procesamiento de los barros anódicos de la refinería en la planta de metales nobles. Antecedentes de Codelco División Ventanas La División Ventanas se encuentra ubicada en la localidad de Las Ventanas.772 mil toneladas métricas secas para el año 2008. se produjeron 150. 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.3. y la planta de ácido produjo 348.2.060 kilos de plata y 4.3 La capacidad de fusión de concentrados de Ventanas fue de 412.3 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.502 toneladas de ácido sulfúrico. y requirió la dictación de la Ley 19. a unos 164 kilómetros de Santiago y unos 50 de Viña del Mar.3 La producción de Ventanas en el año 2011 alcanzó a 390.993 que lo permitiera. comuna de Puchuncaví. en el sector norte de la provincia de Valparaíso. 125.000 toneladas de concentrados de cobre conteniendo 27% de azufre. operando el soplador actual (V-10) a su máxima capacidad.000 a 140.4 9    . 88.5% de SO2.2. mejorando la absorción de simple a doble. logrando así tratar el 94% del azufre procesado en fundición.000 Nm3/h y 8.3.000 Nm3/h y 10% de SO2.000 toneladas anuales. 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. Obteniendo el beneficio ambiental en la reducción de la emisión azufre de 2.4 Durante la mantención general de 2010 la planta es modificada nuevamente para el aumento de la capacidad de tratamiento de gases. para producir 10. provenientes de las campanas de CT y CPS.000 Nm3/h.000 toneladas de concentrados conteniendo 31% de azufre se modifican los sistemas de retiro e intercambio de calor.1.4 El año 2001 para fundir 420. El diseño inicial solo permitía tratar los gases provenientes de la fusión en el Convertidor Teniente. Esto genero un aumento del flujo de procesamiento de gases de 125.000 toneladas anuales adicionales de ácido sulfúrico.4 El año 1997 la planta ácido fue modificada para procesar el 90% de los gases generados por la fusión y conversión de 420. Captación. en la Figura 1 se presenta el esquema general de la Captación de Gase. Esquema General de Captación de Gases.5 A continuación.I.5 La sección de Captación y Limpieza seca aspira los gases desde la boca del CT y los CPS de la fundición. Figura 1. Manejo y Limpieza de Gases Los gases son captados desde la fundición mediante dos sistemas de gases independientes. 10    . retirando las partículas sólidas arrastradas desde la fundición mediante equipos que las precipitan electrostáticamente (PEE). II. • Retiro de neblina ácida: Los gases contienen pequeñas partículas aersoles. A continuación. las cuales son retiradas por precipitadores electrostáticos húmedos. 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%). condensando el agua y los halógenos en el líquido de lavado. Limpieza Húmeda de Gases Los gases calientes a 340°C que pasaron por la limpieza seca a través de los PEE.5 Consta de 4 etapas. 11    . son enfriados y se retiran las partículas sólidas no captadas en la etapa anterior. Esquema General Limpieza Húmeda. • 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. en la Figura 2 se muestra el esquema general de la Limpieza Húmeda Figura 2. a través de los cuales pasa el flujo de gases. los gases entran en contacto con un flujo descendente de ácido sulfúrico concentrado al 80% y 98.III.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. En cada una de estas torres. en la Figura 3 se muestra el esquema general de Secado y Absorción de Gases. • Torre de Secado Secundario (K4): Remueve los últimos vestigios de agua aún presente en los gases y asegurar la sequedad de estos. A continuación.5% respectivamente. Sección de Secado de Gases Consiste en dos torres de absorción ubicadas en serie (K3 y K4). 12    . Figura 3. Esquema General Secado y Absorción. enviando el SO2 sin convertir al cuarto y último lecho. La conversión es del tipo de doble absorción en orden 3/1. Soplador Principal Los gases secos. 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.IV. esto significa los gases que salen del tercer lecho catalizador conteniendo aproximadamente un 90% de SO3 pasa por una torre de absorción intermedia (K6). succiona los gases desde los precipitadores electrostáticos secos. convirtiéndolo en trióxido de azufre. esto es antes de la primera torre de lavado. hacia la etapa de contacto. limpios y carentes de neblinas ácidas tras salir de la torre de secado secundario son aspirados y descargados por el soplador principal V-10. 13    . K1. que absorbe el SO3 en H2SO4. 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.5 V.5 El Soplador principal de la planta de ácido. para entrar en la torre absorción final de SO3 (K5). Esquema General Etapa de Contacto VI. un circuito para enfriar los ácidos de la etapa de Lavado (ácido débil).5 A continuación. Sistema de Enfriamiento Las etapas de Lavado. la planta cuenta con un sistema de enfriamiento. 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. provistos por dos circuitos de agua de enfriamiento. y otro circuito para las etapas de Secado y Absorción (ácido fuerte). 14    . Secado y Absorción de gases generan calor.Figura 4. que incluye la Torre W11. que incluye la Torre W25. como la consume en sus procesos. de los gastos energéticos por bloques de la planta de proceso y la descripción de los equipos y sus consumos energéticos individuales. 15    . Marco Teórico 3.Capitulo 3 3. El uso correcto del consumo energético permite a las empresas alcanzar una mayor productividad.6 Es de real importancia tener el conocimiento de los datos generales de producción. cuanto esto repercute en sus costos.6 Por esta razón.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.1. el conocimiento de cómo la empresa maneja su energía. y datos energéticos tales como: consumo eléctrico y térmico. 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. 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. 1.8 3. Energía de Alto Grado El exceso de calor en una planta de ácido sulfúrico debe ser recuperado de la forma energética más alta posible. siendo esto un factor determinante al momento de seleccionar un proceso de recuperación de energía.2.8 16    . El vapor sobrecalentado a alta presión puede ser utilizado en un turbogenerador para la producción de energía eléctrica.1.3. esto puede ser quemando azufre mineral o captando los gases de escape de una fundición de cobre.8 Además. el cual una vez enfriado y condensado es recirculado al circuito de vapor de alta presión. el vapor de baja presión extraído de la turbina puede ser utilizado para calentamiento de soluciones. y su aplicación dependerá del tipo de energía que disponga la planta de ácido.1. que por lo general es vapor sobrecalentado a alta presión.2.8 La energía disponible en una planta de ácido sulfúrico depende de la forma que sea generado el ácido. 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). 3.8 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.1. la combustión de azufre libera cerca del 56 % del total del calor generado.8 17    . como calor contenido en el gas de escape y en el ácido producto.2.1.3. Energía de Bajo Grado La recuperación de energía de bajo grado es compleja.8 3. debido que es difícil encontrar un uso de la energía que sea coherente con los requisitos de una planta y el medio ambiente.2. 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. Recuperación para distintos tipos de Plantas de Ácido Sulfúrico ¾ Quemado de azufre En plantas de quemado de azufre de doble absorción.2. como energía de bajo grado. 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. La zona de recuperación de energía de alto grado en una planta con quema de azufre está ubicada inmediatamente después del quemador de azufre. y parte podría realizarse en la planta de limpieza de gases.8 ¾ Fundición de Cobre En una doble absorción para un proceso de fundición de cobre. Se puede extraer energía de bajo grado en la zona de las torres de absorción y torre de secado.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. pues esta reacción es la que genera mayor energía. 18    . el 94% de la energía de la planta sale del sistema en forma de calor desde el ácido de circulación. Además. El 6% restante sale de la planta en el gas y el ácido producto.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. con un rango de 7-12% de SO2. en la zona del convertidor catalítico puede extraerse parcialmente energía de alto grado.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. 1. la diferencia es que en lugar de vapor de agua el sistema ORC vaporiza un fluido orgánico (aceites de silicona.1. solo se dispone de energía de bajo grado.3 Sistemas para Recuperación de Energía Bajo Grado 3.8 ¾ Funcionamiento de un Sistema ORC El proceso se basa en un ciclo termodinámico. El líquido orgánico se evapora en un sistema de intercambio de calor adecuado (precalentador y evaporador). En el caso de la planta de ácido de Codelco División Ventanas. Sistema ORC (Organic Rankine Cycle) El concepto es similar a un Ciclo Rankine tradicional.Esta energía podría ser utilizada para el calentamiento de soluciones de lixiviación o para el calentamiento de soluciones utilizadas en una refinería electrolítica adjunta.3. 19    . la cual según estudios previos pretende ser utilizada en el calentamiento de electrolito para la Refinería Electrolítica a una temperatura de 62°C. 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. 3. hidrocarburos y fluorocarbonos). El sistema transforma energía térmica en energía mecánica y finalmente en energía eléctrica a través de un generador eléctrico.1. instalando varias unidades en paralelo. la eficiencia eléctrica varía ampliamente. dependiendo de las temperaturas de la fuente de calor y otras condiciones específicas. lográndose alcanzar hasta 5 MW.El vapor orgánico se expande en la turbina.5 MW para una unidad. ORC con líquido refrigerante de freón.8 20    . Figura 5.11 La potencia eléctrica generada en este tipo de plantas es de 0. que va desde 8% a un 18%. y transformándola en energía eléctrica a través de un generador. 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).11 Para una planta de ácido de fundición de cobre se puede aprovechar el calor generado por el sistema de ácido de circulación. El agua se puede utilizar para diferentes aplicaciones que requieran calor. El vapor es enfriado por agua en un circuito cerrado y condensado. produciendo energía mecánica. A continuación. La electricidad generada podría alimentar en un porcentaje el consumo del Soplador Principal V10 (3.0 MW).800 17.800 118.   ¾ 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.000 28. sería devuelto a las torres absorción. en la Tabla 4 se presentan los costos estimativos para un Sistema ORC.5 MW) USD 72.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. haciendo pasar el ácido por el sistema ORC para generar electricidad. Tabla 4. Una vez que el “ácido frío” sale es de este sistema.600 21    . Sistema ORC Capital Fijo Directo Capital Fijo Indirecto Capital de Trabajo Capital Total Inversión Costo por unidad (0. Costos estimativos por unidad del Sistema ORC. Resumen de Ventajas/Desventajas del Sistema ORC. este es un clorofluorocarbono (CFC) y según el “Protocolo de Montreal” relativo a las sustancias que agotan el ozono. como generación de alimentar al Soplador Principal V10. por ende no está probado. ¾ En la operación actual no existen plantas de ácido que utilicen este ¾ Ahorro de aguas de enfriamiento y disminución en la evaporación. energía eléctrica domiciliaria. sistema. con utilizando energía geotérmica. la ¾ Optimo solo para bajas cantidades cual podría ser utilizada para de calor. en la Tabla 5 se muestran las ventajas y desventajas para la implementación de un Sistema ORC.15 22    .A continuación. ¾ En el caso de utilizar freón. Ventajas Desventajas ¾ Generación de energía eléctrica. Tabla 5. varias unidades en paralelo. Se cree que el freón es uno de los compuestos responsables por el agotamiento de la capa de ozono. El ácido caliente se enfría en una caldera.8 ¾ Funcionamiento del Sistema HRS Este sistema consiste en una torre de absorción de alta temperatura de dos etapas (dos capas de relleno). Se puede generar vapor saturado hasta presiones de 10.3.8 • Precalentamiento del agua alimentada a la caldera. La cantidad de vapor generado dependerá de: • Temperatura del gas de proceso que entra en el sistema de absorción8.8 23    . para generación de vapor saturado. una caldera de tubos y enfriadores de ácido de recuperación de calor. una bomba de arranque.5 Kg/cm2 (150 psi).8 1. • La cantidad de agua que es absorbida en el sistema de secado del ácido. tomando lugar en una torre de absorción intermedia en una planta de absorción de doble o simple. una bomba de circulación. 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 entra en la primera etapa de aproximadamente 165°C y una concentración de H2SO4 del 98. un dilusor de ácido.2.1.3. Sistema HRS (Heat Recovery System) MECS lo introdujo comercialmente en 1987. 8 • Grado de conversión de SO2 a SO3 antes de la absorción.5%. 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. El dilusor de ácido es un equipo especialmente diseñado para mezclar ácido sulfúrico caliente y el agua. 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 24    .5% de H2SO4.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.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. mientras que se genera vapor.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. El ácido "frío" que deja la caldera se diluye con agua retornado a la concentración del 98. La segunda etapa de relleno está diseñada para absorber el SO3 restante. 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.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 ácido caliente se refrigera en un enfriador de ácido por el calentamiento de agua de alimentación de la caldera.8 A continuación. en la Figura 6 se observa el esquema básico del Sistema HRS. 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. Esquema del Sistema HRS.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 25    . 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. ¾ Funcionamiento del Sistema HEROS HEROS es un sistema de circulación de ácido independiente que usa ácido sulfúrico con una concentración de entre 98.2.14 El sistema consta de un absorbedor venturi con su propio sistema de circulación de ácido. 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. 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. la temperatura del ácido se eleva a 205°C.5% y 99%. A causa de la absorción del SO3 y su reacción con agua introducida en el venturi.8 26    . Sistema HEROS El sistema de Outotec.8 Alrededor del 95% del SO3 contenido en el gas es absorbido en la sección de venturi. una torre de absorción intermedia convencional sigue al absorbedor venturi. Fue puesto en marcha por primera vez en 1989. lo que significa que la concentración de ácido sulfúrico tiene que ser monitoreada y controlada en el circuito del venturi. 8 Una característica del sistema de HEROS es que si la sección de recuperación de energía del sistema no está funcionando. La dilución del ácido aumenta la temperatura del ácido.8 Se añade agua de dilución al ácido caliente en el fondo del absorbedor venturi para controlar la concentración del ácido. pasa al eliminador de neblina.14 A continuación. 27    . Se genera baja presión de vapor saturado en el lado de la carcasa de la caldera.8 Acido caliente circula a través del lado de los tubos del hervidor de tipo caldera. la planta puede seguir funcionando solo con la torre de relleno absorbiendo todo el SO3 en el gas.El resto del SO3 es absorbido de la torre de absorción de relleno. 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. en la Figura 7 se observa un esquema básico del funcionamiento del Sistema HEROS propuesto por OUTOTEC. Después de que el gas sale de la parte superior de la sección del relleno. 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. 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. en la Tabla 6 según estudios realizados por HATCH para la División Ventanas. este sistema podría obtener vapor con las siguientes características: Tabla 6.Figura 7. Parámetros del vapor para Sistema HRS y HEROS. Esquema del Sistema 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 28    .8 ¾ Parámetros de operación de Sistemas HRS y HEROS A continuación. las temperaturas más altas del ácido a la cual trabajaría HRS (160-200°C) y HEROS (180-205°C).000 USD. la generación de vapor de este tipo sistemas fluctúa alrededor de los 11. como por ejemplo. ¾ Análisis de ventajas y desventajas para HRS y HEROS A modo de referencia. dependiendo de las necesidades. Sin embargo. Tomando el costo la referencia de NordAcid. en la Tabla 7 se muestran las ventajas y desventajas para los sistemas de generación de vapor a baja presión HRS y HEROS. generando nuevos parámetros operacionales para los cuales el sistema no está preparado.000. 29    . debido a que es una instalación antigua. la nueva planta de ácido de Mejillones NordAcid contemplo una inversión total estimada de 110.000 USD. se debe destacar que se requiere del rediseño del proceso principal de la Planta de Ácido. pudiéndose provocar fallas en la torre de absorción final y en el peor de los casos el colapso de los equipos de mayor antigüedad.000.El vapor serviría con los requerimientos totales o parciales de vapor para la refinería electrolítica (450-550 ton/día). esto representa riesgos importantes. A continuación. 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. es necesaria ácido sulfúrico por más de 20 la detención del proceso años. ¾ 600 Ton/día de vapor a bajar ¾ El diseño original de la planta presión útil para alimentar a de ácido no está preparado refinería electrolítica. tempera-turas de entre 160 y ¾ Ha recuperado confiable200°C. 30    . a fin de obtener datos reales de energía disponible en los puntos específicos en donde se pueda recuperar energía. ¾ Alto Costo de inversión. mente vapor de presión intermedia de las plantas del ¾ En caso de falla. principal continua operando. completo. para soportar nuevos HEROS tempera-turas de entre 180 y (OUTOTEC) ¾ En caso de falla el proceso 205°C. Resumen de Ventajas/Desventajas del Sistemas HRS y HEROS. Ventajas HRS (MECS) Desventajas ¾ 500 Ton/día de vapor a bajar ¾ El diseño original de la planta de ácido no está preparado presión útil para alimentar a para soportar nuevos refinería electrolítica. ¾ Alto costo de inversión. la cual es analizada en detalle en el Capitulo 4. Una vez estudiado el marco teórico se evaluó la situación energética del proceso.Tabla 7. lo que 31    .1. Secado y Absorción de Gases. 4.1.Capitulo 4 4.1. se realizo una medición y análisis por el lado del agua en los intercambiadores de placas. En segundo lugar para respaldar el análisis por el lado del ácido. Secado y Absorción de Gases Para analizar la distribución energía térmica en la planta de ácido fueron realizados dos estudios. Lavado. 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. • Energía térmica disipada a la atmosfera en intercambiadores Gas-Aire en el proceso de Conversión. 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). 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. debido a que este es un aspecto importante por las características propias de los sistemas de agua. 4. secado y absorción de 32    .1. 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.1.incluyo el cálculo del factor de ensuciamiento.1. 647 -6.000 7.7 42 1.537 1.164 26.000 1.000 1.416 -8.164 -26.1 385 385 1.3 -79. acordes con la ampliación de la capacidad de tratamiento de gases realizada en 2010.000 1.1 420 415 1.806 -7.821 -1.6 83 37 41 38 1.000 1.000 1.6 20 46 52 52 1.815 -6.245 1. Parámetros operacionales y calores de diseño de intercambiadores de calor de placas entregados por Hugo Petersen (Lado del ácido).gases.220 1.8 88 50 425 425 1.220 1. 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 °C °C m3/h m3/h Kg/m3 W1/1-3 (Torre K2) 57 38 910 910 W20 (Torre K20) 57 38 388 W7/1-2 (Torre K3) 57 36 W21/1-4 (Torre K6) 95 W8 (Torre K5) W9 (Estanque B6) Intercambiador Q=ΔH Q=ΔH Kg/m3 kW GCal/hr 1.504 -18.504 18.8 20 44 274 274 1.000 1.000 -21. Tabla 8.3 79. T° Entrada T°Salida FEntrada FSalida °C °C m3/h m3/h Kg/m3 W1/1-3 (Torre K2) 20 39 996 996 W20 (Torre K20) 20 40 400 W7/1-2 (Torre K3) 20 38 W21/1-4 (Torre K6) 20 W8 (Torre K5) W9 (Estanque B6) Intercambiador Q=ΔH Q=ΔH Kg/m3 kW GCal/hr 1.000 21.688 1.083 68.245 1.000 31.0 Entrada Salida Tabla 9.796 -31.416 8.647 6.000 1.083 -68.000 7.000 1.815 6.5 400 1.769 1.709 -7.767 1.000 -9.5 388 1.769 1.537 -1.000 1.000 9.7 65 1.0 Entrada Salida 33    . En una primera instancia fueron medidas la temperatura y el flujo del ácido.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. Con los valores medidos se calculó las entalpías reales del ácido (calores reales) según la siguiente fórmula. 34    . desde el sistema de control de la Planta de Acido en distintas ocasiones. mientras que la torre K20 que recibe 1/3 de los gases opera solo con un intercambiador de calor de placas (W20).9 ΔH ácido = mácido ∗ cp ácido ∗ (Tsalida − Tentrada ) ácido 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. 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. 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). I. 5 39.0 ± 1.735 12-07-2010 51.8 39.Tabla 10.1 ± 1.986 26-07-2010 46.3 -11.4 39.5 ± 1.3 ± 1.178 ± 186. Valores reales temperatura. Tabla 11.565 ± 476.3 42.3 Los cálculos realizados para la Tabla 10 se encuentran presentes en el Anexo I.2 -11.302 19-07-2010 47.5 42.4 44. Fecha Entrada Salida ∆H Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 51.4 40.6 -2.7 Los cálculos realizados para la Tabla 11 se encuentran presentes en el Anexo I.9 -10. 35    . Valores reales temperatura.67 -2.1 -2. flujo y ∆H del ácido en intercambiadores W1.4 36.2 -2.8 42. flujo y ∆H del ácido en intercambiador W20.364 02-08-2010 48.069 02-08-2010 43.1 -11.6 -1.861 Promedio 51.122 19-07-2010 53.77 42.093 Promedio 46.439 12-07-2010 47.75 39.2 -12.745 26-07-2010 51.5 39.49 -11.6 -2. Fecha Entrada Salida ∆H Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 47. Fecha Entrada Salida ∆H Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 68.9 47.1 ± 0.0 50.0 49.0 -6.2 -9. Valores reales temperatura. 36    .1 Los cálculos realizados para Tabla 12 se encuentran presentes en el Anexo I. flujo y ∆H del ácido en intercambiadores W7.093 Promedio 74. Tabla 12.629 02-08-2010 74. debido que es la que hace la mayor parte del trabajo. Secado de Gases: Torre K3 Las torres K3 y K4 cumplen el objetivo de secar los gases y retirar el agua contenida en ellos.1 ± 3.64 49.5 49.449 26-07-2010 74.402.II.0 49.5 -9.295 19-07-2010 77.7 -9. De estas torres solo requiere el retiro de calor excedente la torre de secado primaria K3. 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 corresponde al circuito del sistema de enfriamiento de la Torre W11.86 -8.505 ± 1.058 12-07-2010 76.1 -8. 0 -28. Valores reales temperatura. El agua utilizada para enfriar el ácido de los intercambiadores W21/1-4 y W8 corresponde al circuito del sistema de enfriamiento de la Torre W11.5%.0 71.6 61.76 -27. 37    .763 12-07-2010 96.5 65. Tabla 13.2 62. flujo y ∆H del ácido en intercambiadores W21.979 26-07-2010 94.907 02-08-2010 90.0 Los cálculos realizados para la Tabla 13 se encuentran presentes en el Anexo I. W8.04 65.2 -25.093 ± 1.835 19-07-2010 89.6 -25.2 -27.5 ± 5.5 -26.2 66. 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.III. los W21/1-4. Fecha Entrada Salida ∆H Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 102. La torre intermedia K6 se encuentra ubicada después de la tercera capa del reactor C1 y opera con cuatro intercambiadores de calor de placas.979 Promedio 94.210.3 ± 3. 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. 0 -6.7 47.933 Promedio 84. 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.3 48.834 26-07-2010 81.3 -6. IV.8 ± 3.4 ± 2.0 Los cálculos realizados para la Tabla 14 se encuentran presentes en el Anexo I. Valores reales temperatura.275 ± 552.0 -7.788 12-07-2010 89.3 53. El agua utilizada para enfriar el ácido del intercambiador W9 de ácido producto corresponde al circuito del sistema de enfriamiento de la Torre W25.11 49.917 19-07-2010 83.7 51.3 -7.2 47. Estanque ácido producto: B6 El estanque de ácido producto B6 funciona con un intercambiador de calor de placas (W9). 38    .902 02-08-2010 84.Tabla 14. Fecha Entrada Salida ∆H Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 85.61 -7. flujo y ∆H del agua en intercambiador W8.5 -6. 2 ± 4.2 Los cálculos realizados para la Tabla 15 se encuentran presentes en el Anexo I.8 ± 2.505 W21/1-4 (Torre K6) -31.0 -1.Tabla 15.565 W20 (Torre K20) -9. flujo y ∆H del agua en intercambiador W9.4 -884 12-07-2010 82.537 -927 TOTAL -79.6 48. Tabla 16. A continuación se presenta la Tabla 16 con el resumen con los calores reales del ácido transferido en los intercambiadores de calor de placas.103 Promedio 81.6 -772 02-08-2010 86.083 -57.164 -27.57 -927 ± 124.1 45. Resumen de los calores reales promedio calculados para el ácido de los intercambiadores de calor de placas y comparación con valores de diseño.62 45.647 -7.504 -11. Valores reales temperatura.178 W7/1-2 (Torre K3) -7.543 Intercambiador 39    . Fecha Entrada Salida ∆H Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 81.2 -986 19-07-2010 81.9 41.9 -889 26-07-2010 73. ∆H Diseño ∆H Real Promedio kW kW W1/1-3 (Torre K2) -21.275 W9 (Estanque B6) -1.416 -2.6 46.093 W8 (Torre K5) -7.815 -8.9 47. 015 m3/hr. manteniendo el flujo de agua correspondiente al diseño. registrándose un promedio de 1.¾ 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. El principal efecto provocado por las causas mencionadas para estos equipos es que la planta opera a temperaturas mayores a las del diseño. disminuyendo la capacidad de captación de gases desde fundición). • La operación con flujos de ácido mayores al diseño (910 m3/hr) en intercambiadores W1/1-3. Este bajo enfriamiento se debe a que la torre presenta fallas estructurales. siendo el diseño de 20°C. 40    . A estas temperaturas disminuye la eficiencia del enfriamiento de los gases. que se refleja en un delta real de temperatura inferior de 9°C. lo que provoca que las piscinas superiores de distribución de agua no mantengan un nivel parejo y similar. 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. • Operación de los intercambiadores W20 y W9 con la mitad de placas que las del diseño. afectando aguas arriba la eficiencia del Soplador Principal V10 (aumento del volumen de los gases. 10 m ⋅ cp ⋅ (TF 2 − TF 1 ) = ΔH = U ⋅ A ⋅ LMTD 41    . arrastre de polvo. TC2) y otro frío a temperatura (TF1. por tratamiento inadecuado (incrustación de carbonatos). 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). TF2) separados por una pared plana se define mediante la ecuación de calor. W21/1-4 y W8 del sistema de la torre de enfriamiento W11 realizan una transferencia de calor cercana a las condiciones de diseño. Las variaciones de pH disuelven las protecciones y óxidos de las tuberías precipitándolas en el interior de los intercambiadores.Los intercambiadores W7/1-2. El coeficiente de transferencia de calor global entre un fluido caliente a temperatura (TC1. 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. arrastre de concentrados de cobre y variaciones del pH del agua en las torres. A continuación.m: Flujo másico foco frío. Perfil de temperatura para flujo contracorriente.10 El cálculo del LMTD se realiza con la siguiente ecuación: 42    . en la Figura 8 se muestra el perfil de temperatura para flujo contracorriente. cp: Calor específico foco frío. entregando una media logarítmica de la variación de temperatura en el intercambiador. En donde despejamos y obtenemos: U = m ⋅ cp ⋅ (TF 2 − TF 1 ) ΔH = A * LMTD A * LMTD El cálculo del LMTD se realiza con las temperaturas de entrada y salida de ambos flujos. Figura 8. carbonilla u otros precipitados. lodos. 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. 43    .10 La resistencia térmica del depósito se determina a partir de ensayos reales o de la experiencia.LMTD = (TC1 − TF 2 ) − (TC 2 − TF 1 ) ⎛ T − TF 2 ⎞ ⎟⎟ ln⎜⎜ C1 − T T F1 ⎠ ⎝ C2 En un proyecto es necesario calcular los coeficientes de transferencia de calor. limitándose únicamente a garantizar la eficiencia de los intercambiadores limpios. que pueden ser de óxidos.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. durante el funcionamiento con la mayoría de los líquidos. incrustaciones de calizas procedentes de la caldera.10 El efecto que ésta suciedad se conoce con el nombre de “incrustaciones”. 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. se van produciendo gradualmente unas películas de suciedad sobre la superficie en la que se realiza la transferencia térmica. normalmente el fabricante no puede predecir la naturaleza del depósito de suciedad o la velocidad de crecimiento de las incrustaciones. y provoca un aumento de la resistencia térmica del sistema. teniendo sólo en cuenta el análisis térmico. 5 Fuente: www. A continuación. Rdcalc: Factor de ensuciamiento calculado.se puede determinar la resistencia térmica del depósito (o factor de incrustación) Rd mediante la relación: Rd calc = 1 U U: Coeficiente global.com 44    .8 Líquido refrigerante 0.5-0.5 Agua de torre de refrigeración tratada 0. Tipo de fluido Requiv (m2 ºC/ kW) Agua de mar por debajo de 52 °C 0.6 Agua condensada en un ciclo cerrado 0.6-0. en la Tabla 17 se muestran factores de ensuciamiento normales para distintos tipos de de líquidos de refrigeración.3 Agua de alimentación de calderas por encima de 52 °C 0.5 Agua de río 0.9 Agua de mar por encima de 52 °C 0. Factores de ensuciamiento normales.scribd. Tabla 17. 98 0.0 18.48 Fuente: Catálogo Alfa Laval A continuación.47 0.791 1.0 7.27 W20 101.6 7.907 2.5 17.791 1.1 18.0 1. El calor del foco frío es el agua y el LMTD corresponde a flujo contra corriente.168 3. Tabla 18.17 0.3 7. 45    . obtenidos del catálogo de la empresa que diseño y construyo estos equipos.68 W21/2 105.La Tabla 18 muestra el LMTD.69 0.47 0.4 50.19 W7/1 101.45 W7/2 101.0 7.69 0. U y Rd.4 36.416 5.5 3.3 7.537 2.47 0.27 W1/3 108. 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.0 9.791 1.68 W21/4 105.27 W1/2 108. Alfa Laval.4 50.5 26.68 W8 105.69 0. LMTD.168 3.4 50.907 2.0 18.68 W21/3 105.3 7.5 17.5 3.3 7.20 0.20 0.0 7. de diseño para los Intercambiadores de calor de placas.791 1.0 18. los cuales deben ser congruentes con los calculados para el ácido.07 0.168 3. Área LMTD ∆H U Rd m2 °C KW KW/m2°C m2°C/KW W1/1 108.4 50.647 1. U y Rd para los Intercambiadores de calor de placas de la planta de ácido de la División Ventanas.45 W21/1 105.47 0.50 W9 28. 1 2.87 2.5 30. Fecha Entrada Salida ∆H Agua Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 21.93 26.5 Los cálculos realizados para la Tabla 19 se encuentran presentes en el Anexo I. 46    .950 26-07-2010 21.9 2.043 Promedio 22. Fecha Entrada Salida ∆H Agua Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 21. Valores reales temperatura.331 02-08-2010 21.7 28.7 31.753 Promedio 21.136 19-07-2010 23.5 ± 0.3 11.6 Los cálculos realizados para la Tabla 20 se encuentran presentes en el Anexo I.354 ± 450.6 11.5 ± 0.2 27.9 ± 0.331 12-07-2010 22.0 10.997 02-08-2010 23.4 1.331 26-07-2010 20.8 31. flujo y ∆H del agua en intercambiador W20.062 ± 96.3 11.3 ± 0.5 25.4 12.024 19-07-2010 21. Tabla 20.3 26. flujo y ∆H del agua en intercambiadores W1/1-3.0 32.59 31.Tabla 19.77 11.8 26.5 2.5 31.183 12-07-2010 22.8 1. Valores reales temperatura. Valores reales temperatura.0 41.907 02-08-2010 21.2 40.749 12-07-2010 22.01 27. Valores reales temperatura.453 02-08-2010 20.344.049 ± 1. flujo y ∆H del agua en intercambiadores W7/1-2.1 9.382 ± 1.6 Los cálculos realizados para la Tabla 22 se encuentran presentes en el Anexo I.39 39.038 12-07-2010 21.222.0 27.5 ± 2.079 Promedio 20.757 19-07-2010 22.8 41. Fecha Entrada Salida ∆H Agua Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 21.0 26. 47    .916 Promedio 21.0 8. flujo y ∆H del agua en intercambiadores W21/1-4.86 40.5 41.8 ± 0.2 39. Tabla 22. Fecha Entrada Salida ∆H Agua Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 21.3 28.Tabla 21.2 Los cálculos realizados para la Tabla 21 se encuentran presentes en el Anexo I.7 ± 0.0 41.5 9.5 25.8 ± 1.214 26-07-2010 21.5 6.85 8.4 42.0 40.1 25.0 34.1 40.916 26-07-2010 21.124 19-07-2010 20.4 9. Valores reales temperatura.903 Promedio 19.6 6.4 36.871 02-08-2010 19.5 ± 0.7 ± 1. 48    . A continuación.5 37.5 1.1 36.8 41. Fecha Entrada Salida ∆H Agua Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 21.0 879 12-07-2010 20.0 Los cálculos realizados para la Tabla 24 se encuentran presentes en el Anexo I.62 7.2 43.35 42.1 879 26-07-2010 24.2 Los cálculos realizados para la Tabla 23 se encuentran presentes en el Anexo I.095 Promedio 21.889 19-07-2010 18. en la Tabla 25 se presenta un resumen con los coeficientes de transferencia global de calor y factores de ensuciamiento calculados.20 36.3 36.0 42. flujo y ∆H del agua para intercambiador W9. Fecha Entrada Salida ∆H Agua Día-Mes-Año °C °C KW 05-07-2010 21. Valores reales temperatura.4 43.0 42.825 26-07-2010 21. flujo y ∆H del agua para intercambiador W8.3 36.6 ± 0.0 7.5 6.Tabla 23.3 6. Tabla 24.5 975 19-07-2010 22.9 770 02-08-2010 18.42 920 ± 122.3 ± 2.775 12-07-2010 18.0 7.253 ± 554. U y Rd reales calculados para los intercambiadores de calor de placas de la planta de ácido.75 0.75 W21/3 105.762.5 31.95 1.75 W7/2 101.253.75 W8 105.34 0.88 W7/1 101.0 3.784.00 0.34 0.34 0.25 1.784.75 W21/4 105.191.34 0.0 6.00 1.4 48.0 3.67 1.0 920. LMTD.75 0.4 48.762.0 4.5 31.0 20.57 W20 101.52 W9 28.1 18.0 20.4 48.762. ¾ 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.25 1.5 34.67 1. Área LMTD Real ∆H Real Promedio U Real Rd Real m2 °C KW KW/m2°C m2°C/KW W1/1 108.57 W1/2 108.00 1.0 6.762.25 1.784.33 0.00 1.4 48. 49    .061.75 W21/1 105.91 0. esto se debe a la gran contaminación del agua en la torre W25.00 1.25 1.0 20.75 W21/2 105.191. reflejado finalmente en la menor transferencia de calor mostrada.0 7.0 6.13 0.0 6.67 1.4 36.05 Los cálculos realizados en la Tabla 25 se encuentran presentes en el Anexo I.0 3.75 0.0 2.33 0.Tabla 25.57 W1/3 108.0 4. 354 W20 -9. se observa que el calor transferido al agua representa la mitad que el diseñado por Hugo Petersen. W21/1-4 y W8.504 21.020 Intercambiador La Tabla 26 muestra en resumen que el calor transferido al agua es muy cercano al diseño en los intercambiadores W7/1-2.504 -11. los cuales forman parte del sistema de enfriamiento de la torre W25. Sistema de Enfriamiento Torre W25 Torre W11 ∆H Diseño ∆H Diseño ∆H Real ∆H Real ácido agua ácido agua kW kW kW kW W1/1-3 -21.083 -57.626 -42.336 W7/1-2 -7.505 8.062 W9 -1.457 32.457 -14.416 9.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. En los intercambiadores W1/1-3.647 7. debido a que la transferencia de calor real se aproxima al diseño.382 W21/1-4 -31.647 -7.565 11. Estos valores son congruentes.178 2.253 Sub Total 2 -46. Comparación entre diseño.670 14.543 57.164 31. W20 y W9.537 -927 920 Sub Total 1 -32.815 8.164 -27.626 46.684 Total -79. 50    .083 79.815 7.416 -2.093 27. Tabla 26.537 1.873 42. cálculo realizado al ácido y agua de ∆H.275 7. los cuales forman parte del sistema de enfriamiento de la Torre W11.049 W8 -7. 076 -11. 51    .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 SO3.6 -2.4.175 Intercambiadores Fuente: Hugo Petersen En la Tabla 28 y Tabla 29 se observa un resumen de las entalpías calculadas con las temperaturas reales para cinco mediciones realizadas. El Intercambiador W26 enfría el SO3 formado y el resto de SO2 sin reaccionar proveniente del tercer lecho del reactor C1.621 W27 43.24 1. En Intercambiador W27 enfría el SO3 restante formado que proviene del cuarto lecho del reactor C1.045 -44.25 1. manteniendo el flujo de diseño para los intercambiadores W26 y W27 respectivamente. En los intercambiadores W26 y W27 el aire caliente de salida es simplemente liberado a la atmósfera. Flujo Másico Cp ΔT ΔH Kg/s KJ/Kg°C °C KW W26 56.9 -554 Total 3.1. Parámetros de diseño para intercambiadores W26 y W27. Tabla 27. que después se enfría en el intercambiador W23 para su posterior envío a la Torre de Absorción Intermedia K6. que después se enfría en el intercambiador W24 para su posterior envío a la Torre de Absorción Final K5. ∆H reales calculados para el intercambiador W26.310 06-09-2010 480.4.1.374 Promedio 480.2.1 ± 0.9 409.329 ± 85.3 409.1 440.1 439.9 -638 16-08-2010 422.445 23-08-2010 480.1.301 16-08-2010 482.5 -2.3 -2.2 -554 23-08-2010 423.4 409. ∆H reales calculados para el intercambiador W27.1 ± 1.1 -2.7 -653 ± 63.1 410.1 -661 30-08-2010 423.1 -712 Promedio 423.2 ± 0.5 ± 1.7 -2. Fecha Entrada Salida ∆H Día-Mes-Año  °C °C KW 09-08-2010 422.5 408.4 Los cálculos realizados para la Tabla 29 se encuentran presentes en el Anexo I.216 30-08-2010 479.0 -2.4 440. Mediciones y cálculos realizados Tabla 28.0 442.1 439.4 -703 06-09-2010 424. 52    .2 440.6 408.9 Los cálculos realizados para la Tabla 28 se encuentran presentes en el Anexo I.9 -2. Fecha Entrada Salida ∆H Día-Mes-Año  °C °C KW 09-08-2010 479. Tabla 29. 621 -2. • Bajo flujo de gases. Finalmente se realizó un análisis económico. en el Capitulo 5 se presenta el diseño de un sistema de recuperación de energía enfocado a las necesidades de la empresa.984 Intercambiador ¾ Análisis a mediciones y cálculos realizados a intercambiadores Gas-Aire La operación de los intercambiadores W26 y W27 es optima y similar al diseño. se debe tener en cuenta que el calor que se libera a la atmósfera por estos equipos es bajo y no es constante.175 -2. ∆H Diseño ∆H Real Promedio KW KW W26 -2. 53    . Existen periodos en que no circula aire de enfriamiento en las siguientes situaciones: • Bajo SO2 desde Fundición. sin embargo. • Partidas semanales de planta y de mantención anual.Tabla 30.330 W27 -554 -654 Total -3. Resumen comparativo de valores de diseño versus los valores reales de calor transferido en los intercambiadores W26 y W27. A continuación. 54    . 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.1. • Parámetros operacionales y transferencia de calor cercana al diseño. Esquema actual del circuito de la Torre W11. Figura 9. • Operación estable en la transferencia de calor. el área óptima para diseñar un sistema de recuperación de energía es en los circuitos de los sistemas de aguas de enfriamiento.Capitulo 5 5. A continuación. en la Figura 9 se observa el circuito de la Torre W11. 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. 5 m3/hr de agua.220 m3/hr de agua y enfrían el ácido de la Torre de Absorción Intermedia K6. Descripción del sistema El nuevo sistema de recuperación de energía consiste en la incorporación de tres intercambiadores de calor de placas Alfa Laval idénticos.5% desde 95°C hasta 65°C proveniente de una purga del fondo de la Torre de Absorción Intermedia K6. • W8: Un intercambiador que opera con 274 m3/hr de agua y enfrían el ácido de la Torre de Absorción Final K5.879 m3/hr de agua desde 40°C hasta 20°C con dos ventiladores de tiro inducido (VTI). Los tres equipos enfriarán un total de 935 m3/hr de ácido concentrado al 98. 55    . 5.1. El agua proviene de los intercambiadores: • W21/1-4: Cuatro intercambiadores que operan con 1. para mantener el volumen de ácido necesario de operación de la torre.1. • W7/1-2: Dos intercambiadores que operan con 385 m3/hr de agua y enfrían el ácido de la Torre de Secado Primario K3. El ácido “frio” será devuelto al tope de la Torre K6. evaporando 51.1. El “agua caliente” saldrá de los nuevos intercambiadores a 62°C. W7/1-2 y W8. que aprovechan el calor del ácido en la absorción intermedia.1.La Torre W11 enfría 1. 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. Sistema de Recuperación de Energía "circuito de ácido fuerte" 5.1. 56    . El agua una vez utilizada en Refinería saldrá a 58°C (el detalle de estos cálculos en Anexo II).2.1.A continuación. Figura 10. 5. en la Figura 10 se presenta un esquema general del proceso. Esquema general del nuevo sistema de recuperación de calor. 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. 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).1. 1% de energía (el detalle de estos cálculos en Anexo II). 57    .Se podrá generar un ahorro de combustible en la caldera. Los 738 m3/hr de agua restante a 58°C servirán para calefacción de otros procesos. A continuación. representando un ahorro de 4. 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. Esquema del aprovechamiento de agua caliente generada en la Planta de Ácido.5 kg/cm2). Figura 11. debido que requerirá menor energía para generar vapor saturado a 100°C (2. en la Figura 11 se muestra un esquema del aprovechamiento del calor del agua a 62°C generada en la Planta de Ácido. Tabla 31. ¾ Baja vida útil de las empaquetaduras de intercambiadores de placas. debido a que en el momento de realizar mantenciones a estos equipos. ¾ Los intercambiadores de placas son fáciles de limpiar. 58    . A continuación. en la ¾ Ahorro de un total de 26% de gas natural (calefacción de electrolito y precalentamiento de agua fresca a las Calderas) ¾ Los intercambiadores de placas son más propensos a fugas de líquido. ¾ Disminución de un 50% evaporación de la Torre W11.Es importante destacar que tres de los cuatro actuales intercambiadores W21 quedarán “stand by” en caso de detención del proceso de la Refinería Electrolítica. en la Tabla 31 se presentan las ventajas y desventajas de la implementación de los nuevos intercambiadores de calor de placas. que intercambiadores de tubos y carcasa. Ventajas/Desventajas del sistema de recuperación de calor del circuito del ácido fuerte Ventajas Desventajas ¾ Ahorro de agua equivalente al 50% para el circuito de enfriamiento de la Torre W11 (se podría operar con un VTI). para no afectar la operación de la Planta de Acido. ¾ Los intercambiadores de placas ocupan menos espacio físico y tienen caídas de presión más bajas que intercambiadores de calor de tubos y carcasa. ¾ Los intercambiadores de placas representan un costo menor que intercambiadores de tubos y carcasa. estas se rompen. resisten la corrosión y las altas temperaturas del ácido. 75% y 100% del flujo total de la Torre K6 (1. Opciones de flujos totales para el diseño de intercambiadores nuevos.766 1.209 36% 15% 59    . utilizando como base de cálculo el flujo de ácido a un 40%. 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).050 22 30 26. Selección del flujo de ácido y agua Fueron estudiadas tres alternativas de flujo para el diseño de los intercambiadores.133 946 50% 22% 1.245 m3/hr) a 95°C a la entrada de los intercambiadores nuevos y 65°C a la salida.5.808 - - - 1. Diseño operacional de nuevos Intercambiador de Placas ¾ Criterios para diseño operacional de intercambiadores 1. Tabla 32.245 550 42 30 26.808 1.245 1.2.350 28% 12% 935 788 22 30 20. Opciones para diseño Actual 40% de ácido K6 75% de ácido K6 *100% de ácido K6 100% de ácido K6 Agua Ahorro de Electrolito Total Agua Caliente Torre W11 Torre W11 Acido Agua ∆T Agua ∆T Acido Q m3/hr m3/hr °C °C KW m3/hr - - - - - 1.879 - - 500 422 22 30 10.1. Tipos de intercambiadores de placas y flujos máximos de operación. 2. TIPO P25 P4 P16 Flujo total máximo: m3/h 450 260 400 Fuente: Alfa Laval De esta tabla fue seleccionado el intercambiador tipo P16. 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. 60    . el diseño se realizo según esta proporción. Tabla 33. por lo tanto.050 m3/hr de agua a 40°C (∆T = 22°C). 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. para un flujo total de ácido de 935 m3/hr se requieren tres intercambiadores con un flujo de 311. 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.* Observación: No es posible la opción de enfriar el 100% (1. Las alternativas más cercanas para los flujos estudiados se presentan en la Tabla 33. por este motivo.67 m3/hr de ácido para cada equipo.245 m3/hr) de ácido utilizando 1. 000 Calor específico (cp) KJ/Kg*°C 1.30 2.16 Flujo volumétrico (FV) m3/hr 311.24 Viscosidad (µ) Kg/m*hr 14. Propiedades físicas y condiciones de operación para los fluidos.A continuación.67 Temperatura entrada °C 95 40 Temperatura Salida °C 65 62 1) Carga de Calor.18 Conductividad (k) KJ/m*hr*°C 1. se muestra el diseño de los intercambiadores.65) Q = 6.711 KW 61    . que funcionarán en paralelo. ¾ Diseño operacional por intercambiador A continuación. Q Q = m * cp * ∆T Q = 311.782 / 3600) * 1.67 * (1. Tabla 34. 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).45 * (95 . Unidades Acido Agua Densidad ( ) Kg/m3 1.40 2.67 262. 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.45 4.782 1. 03 Fuente: Alfa Laval 62    . Tabla 35.86 0.51 1.34 0.17 0.03 0.17 0. Fluido Agua Desmineralizada o destilada Blanda Dura De enfriamiento (tratada) De mar De río Aceites lubricantes Aceites vegetales Solventes orgánicos Vapor Fluidos de proceso r x 105 m2*°C/W 0.2) Temperatura media logarítmica. Resistencias a la incrustación para diseño de intercambiadores de placas.34 0.8 °C 3) Resistencias a la incrustación.70 0.86 a a a 0.34 0.∆t2) / LN (∆t1 / ∆t2) = (33 – 25) / LN (33/25) LTMD = 28.17 a 0. r A continuación. en la Tabla 35 se presentan resistencias a la incrustación para intercambiadores de placas Alfa Laval.34 0.86 1. LMTD ∆t1 = T1 – t2 = 95 – 62 = 33°C ∆t2 = T2 – t1 = 65 – 40 = 25°C LMTD = (∆t1 .86 0. 63    .2 m2 6) Tipo y características de las placas A continuación. con sus respectivas dimensiones.0 Agua.0 5) Área provisional requerida.65) / (28.8) Ao = 93. U = 2500 W/m2 (Fluidos de proceso 2000-3000 W/m2 para intercambiadores de placas) Ao = Q / (U*LTMD) = 6.86 * 10-5 m2*°C/W 4) Número de unidades de transferencia de calor.8) = 1.76 HTU Total = 1.76 ≈ 2. HTU = (t2 – t1) / (LTMD) = (62 . HTU = (T1 – T2) / (LTMD) = (95 .5 * 10-5 m2*°C/W Agua. en la Tabla 36 se presentan distintos tipos de placas para intercambiadores Alfa Laval. ra = 0. HTU Acido.000 / (2500 * 28.711.Acido.8) = 0. rw = 0.40) / (28. Ao Suposición. :m2 Espesor de las placas : mm Espacio entre placas: mm Temperatura máxima °C .1 5. para un flujo máximo de 400 m3/hr y un máximo de 300 placas.5 260 12 P16 1080 0.81 = 115 placas Nc = Np + 1 = 116 canales 64    .0 4.2 / 0.75 500 375 0.6 2.81 300 243 1. Las dimensiones son: Ap = 0.7 300 140 280 1.3 300 140 ----5 – 12.2 300 140 ----4 – 10 450 12 P4 844 0.5 400 6 Fuente: Alfa Laval De la Tabla 36. de diseño: atm P25 1000 0. fue elegido el tipo P16. Características de algunas de las placas standard ‘’Alfa Laval’’.61 600 366 1.080 mm = 1. TIPO Ancho de las placas: mm Área de intercambio/placa: m2 Número máximo de placas Área de intercambio máx.0053 m (distancia entre placas) x = 1.9 – 5.1 mm = 0.Asbesto Flujo/canal: m3/h Flujo total máximo: m3/h Presión máx.1 – 2.81 m2 (área lateral de cada placa) b = 5.0011 m (espesor de la placa) w = 1.3 mm = 0.Elastómeros .Tabla 36.08 m (ancho de cada placa) 7) Número de placas térmicas “Np” y número total de canales “Nc” Np = Ao / Ap = 93. 93.8) Número de canales paralelos por paso. es un intercambiador del tipo 2/2 con 35 canales. de la Tabla 44.7 ≈ 2 Por lo tanto. Factor térmico para intercambiadores de placas (Alfa Laval). np np = Fv / v (número de canales en que debe dividirse el flujo) Fv = 311. v = 5 – 12.67 / 9 = 34. 65    .67 m3/hr (se toma el mayor flujo volumétrico) v = 9 m3/hr (Flujo por canal.6 np = 35 9) Arreglo del intercambiador y factor térmico Número de pasos. De la Figura 12 se obtiene: FT = 0.5) np = 311. n = Nc / 2 * np n = 116 / (2 * 35) = 1. Np (real) = (2 * 35 + 2*35) -1 Np (real) = 139 placas térmicas Figura 12. 67 * 1.980 Kg/hr*m2 Reynolds.4 = 13.776. Re = De * G / µ Re = 0.0053 = 0.10) Coeficiente de película ¾ Ácido Diámetro equivalente.4 h = 0. a = a’ * np Área de sección transversal de un canal.724 W/m2*°C 66    .08 * 0.1)0.396 kg/hr Área de sección transversal ofrecida por el conjunto de canales de cada paso.65 * (Pr)0.00572 * 35 = 0.65 * (16.2536 * (k / De) * (Re)0.044 > 400 (flujo turbulento) Pr = cp * µ / k Pr = 1.782 = 555.1 Para flujo turbulento se tiene que h = 0.407 KJ / hr*m2*°C hácido = 3.3 / 0.0106 * 2.4 Re = 2.20 m2 G = 555.776.0106) * (2.0053 = 0. De = 2 * b De = 2 * 0.2536 * (1.0106 m Velocidad másica.4 / 1.3 = 16.00572 m2 a = 0.20 = 2.044)0.980 / 14.396 / 0.45 * 14. G = m / a m = 311. a’ = w * b a’ = 1. ¾ 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 67    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 ¾ 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 68    ¾ 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. 69    70    . en la Figura 13 se muestra el esquema general.1. Finalmente el agua llegará a las piscinas en el tope de la Torre de enfriamiento W11 en la Planta de Acido.3. precalentamiento de agua fresca de alimentación de calderas y calefacción de otros procesos. Figura 13. Esquema de nueva bomba para sistema propuesto. A continuación. 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. calefacción de electrolito. W7/1-2 y W8 a 40°C. La descarga pasará a través de los nuevos intercambiadores de placas.5. 1 + 0.03 kg/cm2 = 14. Profesor José Torres.2 kg/cm2 ∆P Precalentamiento agua de calderas: 0.03 = 1.2 psi - gc = 32.77 kg/cm2 = 25.470 GPM = 7.4 lb/pie3 ¾ Descarga 1: hasta el Punto 1 (788 m3/hr) Caudal.24 + 0. Q: Q = 788 m3/h = 3.2 kg/cm2 Propiedades físicas y parámetros de diseño: - µ = 1.7 psi - PDESCARGA = 0. Apuntes Mecánica de Fluidos.2 +1.1 kg/cm2 ∆P Calefacción de otros procesos: 0.2 + 0.2. PUCV (Anexo II): Velocidad recomendable para descarga. Vr = 15 pies/seg 71    .2 lb*pie/lbf*seg2 - = 62.Suposición: ∆P Calefacción de Electrolito: 0.45 lb/pie*hr = 4*10-4 lb/pie*seg - PSUCCIÓN = 1.73 pies3/seg De la Tabla 9. 4 / (4*10-4) = 1. Profesor José Torres.52 = 14.9 pies/seg Largo Equivalente. Leq = 820. DI = 9.1 * 1.4 = 1. L = 250 = 820. Leq: Largo cañería recta. Apuntes Mecánica de Fluidos.148 pies Reynolds.75”.888. PUCV (Anexo II): DN = 10” DE = 10.1 pies Suposición: Largo fittings 40%.9 * 62.3.75 / 12) * 14.470 / 15 = 231 GPM / pies/seg Diámetro y Área: De la Tabla 9. = 3.575 72    . VD: VD = Q / A = 7.75/12)2 = 0.73 / 0.Capacidad: Cap.75” A = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (9.52 pie2 Velocidad real de descarga. Re: Re = DI * VD * / µ = (9. Q: Q = 50 m3/h = 220 GPM = 0. = 220 / 7 = 31.148 * (14.Pérdidas en la descarga.015 hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI hfD1 = 0.5 pies3/seg Velocidad recomendada para descarga (Anexo II). DI = 3.624” A = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (3.3. Profesor José Torres.9)2 * 12 / (2 * 32.07 pie2 73    .0002.75) = 73.1 lbf*pie/lb ¾ Descarga 2: desde Punto 1 hasta el Punto 2 (50 m3/hr) Caudal. f = 0. PUCV (Anexo II): DN = 4” DE = 4.4 GPM / pies/seg Diámetro y Área: De la Tabla 9. Apuntes Mecánica de Fluidos. hfD: /D1 = 0.624/12)2 = 0.015 * 1. Vr = 7 pies/seg Capacidad: Cap.2 * 9.5”. 5 / 0. VD: VD = Q / A = 0.Velocidad real de descarga. f = 0.379 Pérdidas en la descarga.624/ 12) * 7.14 * 62.2 * 3.14 pies/seg Largo Equivalente.018 * 137.8 pies Reynolds. Leq: Largo cañería recta.4 * 1.4 pies Suposición: Largo fittings 40%. hfD: /D2 = 0.07 = 7.624) = 6.0004. Leq = 98. L = 30 = 98.8 * (7. Re: Re = DI * VD * / µ = (3.14)2 * 12 / (2 * 32.5 lbf*pie/lb 74    .4 / (4*10-4) = 336.018 hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI hfD2 = 0.4 = 137. 9)2 * 12 / (2 * 32.52 = 13.9 pies/seg Largo Equivalente.2 * 9. f = 0.24 pie3/seg VD = 7. Leq: Largo cañería recta.015 hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI hfD3 = 0.0002.7 lbf*pie/lb 75    . Leq = 164 * 1.4 / (4*10-4) = 1. L = 50 = 164 pies Suposición: Largo fittings 40%.75) = 12.015 * 230 * (13.52 pie2 Q = 738 m3/hr = 7.24 / 0.¾ Descarga 3: desde Punto 1 hasta el Punto 2 (738 m3/hr) DI = 9. hfD: /D3 = 0.75” A = 0.75 / 12) * 13.4 = 230 pies Reynolds.9 * 62.761.825 Pérdidas en la descarga. Re: Re = DI * VD * / µ = (9. 2 * 9.73 pie3/seg DN = 10” DE = 10.4 = 1.75”. Leq: Largo cañería recta.015 * 1.015 hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI hfD4 = 0.575 Pérdidas en la descarga. Re: Re = DI * VD * / µ = (9.888.9)2 * 12 / (2 * 32. f = 0. L = 250 + 10 = 853 pies Suposición: Largo fittings 40%. DI = 9.52 pie2 VD = 14.4 / (4*10-4) = 1.75 / 12) * 14.0002.75) = 76.194 * (14.194 pies Reynolds.9 pies/seg Largo Equivalente. hfD: /D4 = 0. Leq = 853 * 1.75” A = 0.9 * 62.0 lbf*pie/lb 76    .¾ Descarga 4: desde Punto 2 hasta Torre W11 (788 m3/hr) Q = 788 m3/hr = 7. 8 pies Suposición: Largo fittings 30%. Leq = 32. Vs: Vs = (2/3) * VD = (2/3) * 14.3 = 42.1 + 6. L = 10 m = 32.6 pies Diámetro Succión: 9.9 = 9. Leq: Largo cañería recta. se obtiene Ds: Ds = 1.7 + 76. hfD totales: hfD Total = hfD1 + hfD3 + hfD3 + hfD4 hfD Total = 73.3 lbf*pie/lb ¾ Succión Velocidad de succión.0 = 168.73 / (π/4 * (Ds)2) Despejando la ecuación.9 pies/seg Largo Equivalente.8 * 1.9 = 7.Pérdidas en la descarga.5 + 12.0 pies 77    . 75) = 256 HP 78    . ŋ = 0.2 lbf*pie/lb ∆V2/2gc = (14.2 lbf*pie/lb ∆z = 16.4 / (4*10-4) = 1.92) / (2*32. Re: Re = DI * VD * / µ = (1.0) * 9.75 BHP = 218.2 – 14.94 * 7.Reynolds.013 * 42.00015.0) = 0.73 * 62.92 – 9.544.9)2 / (2 * 32.3 + 0.84 lbf*pie/lb Bernoulli: ∆H = ∆P/ + ∆V2/2gc + ∆z * g / gc + hfD + hfs ∆P/ = (25.142 + 13.4 lbf*pie/lb ∆H = 24. hfs: /D = 0.6 * (9. f = 0.2) = 9.2 + 9.2 + 16.7) * 144/62.400 Pérdidas en la succión.4 = 24.9 * 62.92 + 7.84 ∆H = 218.94 lbf*pie/lb ¾ Potencia de la bomba BHP = ∆H * Q * / 550 * ŋ Suposición.4 + 168.013 hfs = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI hfs = 0.4 / (550 * 0.2 * 1.92 + 14. 79    . Suposición: 15% de sobrediseño BHP = 1.15 BHPcálculado = 1. para corregir el efecto de cambio de rugosidad en el tiempo.Al seleccionar un motor para la bomba.15 * 256 = 294 ≈ 300 HP Potencia total requerida = 300 HP Según estudios previos las bombas existentes en el mercado son de máximo 100 HP. en caso de surgir alguna falla. por lo tanto. 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%. serían necesarias tres bombas como mínimo para mover el flujo total. además se debe tener una bomba extra en estado de reserva. El término dentro del paréntesis del denominador son las dos resistencias. vamos a calcular el flujo de calor desde el interior del tubo hasta el aire ambiente es decir (t1 – ta). Por tanto la ecuación se reduce a: 80    . se cálculo la pérdida de calor para el agua a través del trayecto hasta Refinería Electrolítica. Existen dos resistencias en la transferencia de calor.¾ Cálculo de pérdida de calor en la tubería hasta Refinería Electrolítica Debido a que se traslada agua caliente a una distancia larga. 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. por lo tanto. se debe evitar al máximo la pérdida de calor. 0 Btu/hr*pie *°F 81    . kt : Conductividad térmica de la tubería. t1: Temperatura del tubo ta : Temperatura del medio externo D2 : Diámetro externo del tubo. D1 : Diámetro interno del tubo.Donde. ha : Coeficiente de convección del aire t1 = 62°C = 143.5°F ta = 25°C = 77°F D2 = 10.75” kt = 20 Btu/hr*pie2*(°F/pie) 2 ha = 2.75” D1 = 9. 0 10 .π ∗ (143.108 hr ∗ pie BTU = 131 KW   hr La pérdida de calor de la tubería hasta Refinería Electrolítica es: q = 131 KW Porcentaje de pérdida de calor = (131 / 20.65% Por lo tanto se pueden considerar despreciables las pérdidas de calor. 82    . 75 2 .133) * 100 = 0.196 pies q = 373 BTU ∗ 1. 75 / 12 ∗ ∗ ⎝ ⎠ ⎝ ⎠ BTU q = 373 hr ∗ pie L = 1.3 ⎞ 1 ⎛ 10.196 pies = 446.5 − 77 ) q= ⎛ 2.75 ⎞ ⎜⎜ ⎟⎟ ∗ log⎜ ⎟+ ( ) 2 20 9 . 879 m3/h de agua de enfriamiento del circuito de ácido fuerte. 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.1.5.4.4. Análisis Bombas P10/1-2 - Operación actual Estas bombas mantienen en circulación 1. El flujo es movido con dos bombas idénticas de 95 HP cada una.1. 5.1. Figura 14. 83    . el cual opera con la Torre W11. Esquema de bombas P10/1-2 (operación actual). 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. 73 kg/cm2 = 24.4 = 13.45 lb/pie*hr = 4*10-4 lb/pie*seg - gc = 32.4 kg/cm2 = 5.1 + 1.8 psi (lado agua) ∆P W8 = 0.4 + 0.7 psi PDESCARGA = 0.4 pie2 VD = Q / A = 18.2 lb*pie/lbf*seg2 - = 62.2 pies/seg 84    .Caídas de presión para intercambiadores del circuito: ∆P W21/1-4 = 0. VD: A = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (16/12)2 = 1.0” Velocidad de descarga.4 lb/pie3 Diámetro y Área: DN = 16” (diámetro de diseño original) DI = 16.273 GPM = 18.4 psi (lado agua) PSUCCIÓN = 1.2 kg/cm2 = 2.6 psi Propiedades físicas y parámetros de diseño: - Q = 1.03 kg/cm2 = 14.7 psi (lado agua) ∆P W7/1-2 = 0.43 pies3/seg - µ = 1.03 = 1.43 / 1.2 + 0.1 kg/cm2 = 1.879 m3/h = 8. 4 / (4*10-4) = 2.2 = 8.2)2 * 12 / (2 * 32. Re: Re = DI * VD * / µ = (16 / 12) * 13. Leq = 328 * 1.¾ Descarga Largo Equivalente. L = 100 m = 328 pies Suposición: Largo fittings 35%.7 lbf*pie/lb ¾ Succión Velocidad de succión.8 pies/seg 85    . Leq: Largo cañería recta.600 Pérdidas en la descarga. f = 0.00015.745.013 hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI hfD = 0. hfD: /D = 0.2 * 16) = 11.35 = 443 pies Reynolds.2 * 62.013 * 443 * (13. Vs: Vs = (2/3) * VD = (2/3) * 13. 4 / (4*10-4) = 2.2 * 1. Leq = 32.8 pies Suposición: Largo fittings 10%. hfs: /D = 0.63 pies Reynolds.63) * 8.3 lbf*pie/lb 86    . se obtiene Ds: Ds = 1. L = 10 m = 32.8 * 1.1 = 36.1 * (8.012 * 36.1 pies Diámetro Succión: 8.237.63) = 0.664 Pérdidas en la succión.012 hfs = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI hfs = 0. Leq: Largo cañería recta. Re: Re = DI * VD * / µ = (1.8 = 18.43 / (π/4 * (Ds)2) Despejando la ecuación.Largo Equivalente.8 * 62. f = 0.8)2 / (2 * 32.0001. Bernoulli: ∆H = ∆P/ + ∆V2/2gc + ∆z * g / gc + hfD + hfs ∆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 ∆H = 57,7 lbf*pie/lb ¾ Potencia de la bomba 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 87    - 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 88    - 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 ¾ 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 89    6)2 * 12 / (2 * 32.470 GPM = 7.014 * 230 * (6.Largo Equivalente. f = 0.470 / 15 = 231 GPM / pies/seg 90    . Leq: Largo cañería recta.73 pies3/seg Velocidad recomendada para descarga (Anexo II). desde división de flujo hasta estanque de paso (788 m3/hr) Q = 788 m3/h = 3.2 * 16) = 1.00015.014 hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI hfD1 = 0. = 3.4 = 230 pies Pérdidas en la descarga. Vr = 15 pies/seg Capacidad: Cap.6 lbf*pie/lb ¾ Descarga 2: Diámetro 2. hfD: /D1 = 0. L = 50 m = 164 pies (recorrido existente) Suposición: Largo fittings 40%. Leq = 164 * 1. hfD: /D = 0.3 * (14.75/12)2 = 0.75) = 5.52 = 14. f = 0.888.62 pies Suposición: Largo fittings 30%.015 hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI hfD2 = 0.4 lbf*pie/lb 91    . DI = 9.9 pies/seg Reynolds. Re: Re = DI * VD * / µ = (9.4 / (4*10-4) = 1.3 = 85.3.00015.9)2 * 12 / (2 * 32. Apuntes Mecánica de Fluidos.62 * 1.2 * 9.3 pies Pérdidas en la descarga. Leq = 65.75” A = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (9.015 * 85. L = 20 m = 65.75 / 12) * 14. Leq: Largo cañería recta.9 * 62. PUCV: DN = 10”.Diámetro y Área: De la Tabla 9.575 Largo Equivalente. Profesor José Torres.52 pie2 Velocidad real de descarga.73 / 0. VD: VD = Q / A = 7. debido a que es un caudal muy pequeño comparado con el diseño original. PUCV: DN = 6” DE = 6. Apuntes Mecánica de Fluidos. VD: VD = Q / A = 1.407/12)2 = 0.22 pie2 Velocidad real de descarga. = 695 / 7 = 99. DI = 6.04 pies/seg Reynolds. desde división de flujos hasta entrada Torre W11 (158 m3/hr) Es necesario utilizar un bypass de menor diámetro. Profesor José Torres.3 GPM / pies/seg Diámetro y Área: De la Tabla 9. Q = 158 m3/h = 695 GPM = 1.407” A = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (6. Re: 92    .3.55 / 0.¾ Descarga 3: Diámetro 3.55 pies3/seg Velocidad recomendada para descarga (Anexo II). Vr = 7 pies/seg Capacidad: Cap.625”.22 = 7. 369 Largo Equivalente.63 pies 93    .56” = 1. Leq = 164 * 1.Re = DI * VD * / µ = (6.407) = 5.0003.04 * 62.4 / (4*10-4) = 586.016 hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI hfD3 = 0. L = 50 m = 164 pies (recorrido existente) Suposición: Largo fittings 40%.3 lbf*pie/lb ¾ Succión Ds = 19.2 * 6. Leq: Largo cañería recta.3 = 12. f = 0.4 = 230 pies Pérdidas en la descarga.04)2 * 12 / (2 * 32.407 / 12) * 7.016 * 230 * (7.3 lbf*pie/lb Pérdidas en la descarga totales: hfD = hfD1 + hfD2 + hfD3 hfD = 1.6 + 5. hfD: /D = 0.4 + 5. 4 pies/seg Largo Equivalente.8-11.2 * 1.7 + 21.92 + 7.4)2 / (2 * 32.4 + 12.4) * 32.118.2) = 3. f = 0.7+ 3.09 lbf*pie/lb Bernoulli: ∆H = ∆P/ + ∆V2/2gc + ∆z * g / gc + hfD + hfs ∆P/ = (36.63) * 4.63) = 0.0001.4 lbf*pie/lb ∆H = 50.4 = 50.82) / (2*32.013 hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI hfs = 0.7 lbf*pie/lb ∆z = (32.09 ∆H = 88.2 = 21.7 – 14. Leq: Leq = 36.042) – 8. Vs: Vs = (2/3) * VD = (2/3) * 6.6 = 4.832 Pérdidas en la succión.7 lbf*pie/lb ∆V2/2gc = ((6.Velocidad de succión.2 / 32.013 * 36.1 * (4.19 lbf*pie/lb 94    .1 pies Reynolds.3 + 0.7) * 144/62.62 + 14. hfs: /D = 0. Re: Re = DI * VD * / µ = (1.4 / (4*10-4) = 1.4 * 62. 95    .28 * 62.4 / (550 * 0.19 * 9. con la implementación del nuevo sistema es posible utilizar las bombas P10/1-2 a 21% menos de potencia.¾ Potencia de la bomba BHP = ∆H * Q * / 550 * ŋ ŋ = 0.75) = 124 HP Potencia total.75 BHP = 88. 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. El flujo es movido con dos bombas idénticas de 85 HP cada una. 96    .1) Análisis Bombas P70/1-2 - Operación actual Estas bombas mantienen en circulación 1. Figura 16.5% en la Torre de absorción Intermedia K6. Esquema de bombas P70/1-2 (operación actual).245 m3/h de ácido concentrado al 98. 682 (Kg) * 9.473 (Kg) * 9.49 psi 97    . h = 5 m V2 = π * r2 * h = π * 0. h = 2 m V1 = π * r2 * h = π * 32 * 2 = 56.245 m3/h = 12.7 lb/pie*hr = 0.21 pies3/seg - µ = 9.11 kg/cm2 = 1.51 m3 A2 = 2 * π * r * (h + r) = 2 * π * 0.5 (m3) * 1.782 (Kg/m3) = 100.6 = 3. D1 = 6 m.782 (Kg/m3) = 4. D2 = 0.51 (m3) * 1.693 / 94 = 10.5 psi Ducto posterior al estanque de ácido Torre K6.25 lb/pie3 ¾ Cálculo para presión de altura de líquido (succión) Estanque de ácido en el fondo de Torre K6.8 m.5 m3 A1 = 2 * π * r * (h + r) = 2 * π * 3 * (2 + 3) = 94 m2 Masa = 56.42 * 5 = 2.2 KPa = 0.6 m2 Masa = 2.2 lb*pie/lbf*seg2 - = 111.835 N P2 = F / A = 43.8 (m/s2) = 43.0027 lb/pie*seg - gc = 32.8 (m/s2) = 986.835 / 13.693 N P1 = F / A = 986.682 Kg F = 100.473 Kg F = 4.03 kg/cm2 = 0.4 + 5) = 13.Propiedades físicas y parámetros de diseño: - Q = 1.5 KPa = 0.4 * (0. 4 = 2.05 pie/seg 98    .8 + 0.05 pie3/seg (caudal por cada intercambiador) VD2 = Q / A = 3.11 + 0.0 kg/cm2 = 14.337 pie2 Q = 12.99 psi PDescarga = ΔPW21/1-4 + Pgases = 0.05 / 0.337 = 9.PSucción = P(altura de liquido) = 0.21 / 5.21 / 4 = 3.26 pie/seg A2 = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (7.87/12)2 = 0.5/12)2 = 5. VD: A1 = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (31.2 psi ¾ Descarga Diámetro y Área: Diámetros de de ductos existentes DI = 800 mm = 31.4 pie2 VD1 = Q / A = 12.2 = 1.5” DI entrada/salida por cada intercambiador W21 = 200 mm = 7.03 = 0.87” Velocidad de descarga.14 kg/cm2 = 1. Largo Equivalente, Leq: 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 Suposición: Largo fittings 20%, 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 Pérdidas en la descarga, hfD: 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 99    ¾ Succión Velocidad de succión, Vs: Vs = (2/3) * VD = (2/3) * 2,26 = 1,5 pies/seg Largo Equivalente, Leq: Largo cañería recta, L = 5 m = 16,4 pies Válvula de compuerta, L = 1,57 pies 1 codos estándar 31,5” = 11,8 pies 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 Pérdidas en la succión, hfs: /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 100    Bernoulli: ∆H = ∆P/ + ∆V2/2gc + ∆z * g / gc + hfD + hfs ∆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 ∆H = 46,5 lbf*pie/lb ¾ Potencia de la bomba 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 101    7 psi PDescarga2 = ΔP(Inter.2 = 0.72 + 0.99 psi PDescarga1 = ΔPW21/1 + Pgases = 0.4 kg/cm2 = 5. el 25% restante ahora pasará por un solo intercambiador W21. nuevos) + Pgases = 0. Esquema de bombas P70/1-2 (operación para nuevo sistema). PSucción = P(altura de liquido) = 0.92 kg/cm2 = 13.2 + 0.9 psi 102    .- Operación con de implementación de nuevo sistema Incorporación de una línea adicional para alimentar a intercambiadores nuevos con 75% del flujo original.2 = 0. Figura 17.14 kg/cm2 = 1. 4 = 72.017 hfDescarga1 = 0.25 / (0.¾ Descarga 1: Flujo de 310 m3/hr (intercambiador W21/1) Q = 310 m3/h = 3.21 + 14.87) = 0.0027) = 244. Leq: Largo cañería recta.87” VD = 9. f = 0. hfD: /D = 0.4 pies Leq1 = 49.05 pies/seg Largo Equivalente.05)2 * 12 / (2 * 32.2 * 7.00025.017 * 15.7 * (9.5 pies 1 válvula check = 7.8 pies Reynolds.87” = 14.05 pies3/seg D = 200 mm = 7.7 + 1. Re: Re2 = DI * VD * / µ = (7.7 pies 1 válvula de compuerta = 1.21 pies 5 codos estándar 7.5 + 7. L = 15 m = 49.5 lbf*pie/lb 103    .87 / 12) * 9.556 Pérdidas en la descarga.05 * 111. 03 = 3.87/12)2 = 0.17 pies3/seg D = 600 mm = 23.05 pie/seg Largo Equivalente.3 pies 3 codos estándar 23.9 + 11.05 pie3/seg (caudal por cada intercambiador) VD2 = Q / A = 3.3 Leq1 = 75.46 pies (recorrido existente) Válvula de compuerta. VD: A1 = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (23.337 pie2 Q = 9.¾ Descarga 2: Flujo de 935 m3/hr (intercambiador nuevos) Q = 935 m3/h = 9.02 pie/seg A2 = π/4 * (DI/12)2 = π/4 * (7.17 / 3.87” Velocidad de descarga.3 + 33.6” DI entrada/salida por cada intercambiador nuevos = 200 mm = 7.3 = 122.9 pies 1 válvula check = 11. L = 23 m = 75.96 pies 104    .04 pie2 VD1 = Q / A = 9. Leq: Largo cañería recta.17 / 3 = 3.337 = 9.6” = 33.46 + 2.05 / 0.6/12)2 = 3. L = 2. f = 0.12 pies Suposición: Largo fittings 20%.15 lbf*pie/lb 105    .017 hfD1 = 0.2 * 23.017 * 122.05)2 * 12 / (2 * 32.2 * 7. Leq2 = 13.6) = 0.7 * (9.532 Re2 = DI * VD * / µ = (7.556 Pérdidas en la descarga.5 lbf*pie/lb hfDescarga2 = 0.6 / 12) * 3.65 lbf*pie/lb hfD Total = 0.12 * 1.5 + 0.5 = 0.2 = 15.00008.017 * 15.25 / (0.0027) = 245.0027) = 245.15 lbf*pie/lb /D2 = 0. Re: Re1 = DI * VD * / µ = (23.87 / 12) * 9. hfD: hfD = f * Leq * (VD)2 / 2 * gc * DI /D1 = 0.96 * (3.15 + 0.7 pies Reynolds.03)2 * 12 / (2 * 32.017 hfD2 = 0.87) = 0.25 / (0.65 = 1.Largo cañerías entrada/salida intercambiadores. f = 0. L = 4 m = 13.03 * 111.05 * 111.00025. 7 pies Re = 162.8 lbf*pie/lb ∆V2/2gc = (9.1 lbf*pie/lb ∆z = 25 lbf*pie/lb ∆H = 22.8 + 5.99) * 144 / 111.15 + 0.05 * 3)2 – 1.25 = 22.022 + (9.06 lbf*pie/lb 106    .7 + 13.007 lbf*pie/lb Bernoulli: ∆H = ∆P/ + ∆V2/2gc + ∆z * g / gc + hfD + hfs ∆P/ = (5. Vs: Ds = 31.2) = 5.007 ∆H = 54.¾ Succión (cálculos idénticos que para operación actual) Velocidad de succión.9 – 1.5 pies/seg Leq = 29.240 hfs = 0.52) / (2 * 32.052 + 3.5” Vs = 1.1 + 25 + 1. ¾ Potencia de la bomba BHP = ∆H * Q * / 550 * ŋ ŋ = 0.06 * 12. 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 37.25 / (550 * 0.75 BHP = 54. Resumen comparativo de potencias requeridas de bombas P10/1-2 y P70/1-2.75) = 178 HP Potencia total requerida (10% de sobrediseño) = 1. P10 Operación Potencia Bomba Requerida 1 Potencia Bomba Requerida 2 P70 Actual Nueva Actual Nueva 95 HP 75 HP 85 HP 100 HP 95 HP 75 HP 85 HP 100 HP 107    .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 P70/1-2.21 * 111. A continuación. 5. utilizando el método de los porcentajes (Peter & Timmerhaus. requiere conocer el costo sin instalar de los equipos principales de la planta. A continuación.1 Capital Total de Inversión De forma estimativa.20 a 30%. 4ta Edición). instrumentación. se presenta la Tabla 38 con los cálculos.chileremates. instalaciones auxiliares y otros anexos.000 USD) y la bomba(s) nueva(s) (35. son estimados como un porcentaje del costo de estos equipos. Evaluación Económica 5.5. plantas de procesamiento de sólidos y plantas de procesamiento de sólido-fluido. Este método. Estos porcentajes han sido determinados de plantas típicas y se muestran en el siguiente cuadro. Las tres categorías los procesos industriales considerados por el método dependen de los materiales procesados y son: plantas de procesamiento de fluidos. El valor de los equipos principales es basado en información real de intercambiadores de calor Alfa Laval y www.5.1.000 USD). 108    . fue calculado el capital total de inversión para este sistema. Los equipos principales incluyen a los intercambiadores de placas nuevos (40. El rango de precisión de este método es de +/.com e información entregada por Codelco División Ventanas. considerando una planta de procesamiento de fluidos. es utilizado en estimaciones preliminares de la inversión. los otros ítems que incluye la inversión. tales como cañerías.1. Capital Total de Inversión para nuevo sistema de recuperación de calor de agua de la Planta de Ácido.500 7.750 3.000 51.000 8.750 444.500 52.750 30.250 27.000 16.000 66.000 35.500 270.000 378.750 109    . Equipos Principales Instalación de equipos Instrumentación Cañerías Sistema eléctrico Construcciones Ampliación talleres Servicios Capital Fijo Directo Ingeniería Gastos construcción Gastos legales Honorario contratista Contingencia Capital Fijo Indirecto Capital Fijo Total Capital de Trabajo Capital Total Inversión Planta Tratamientos de Fluidos Costos % 100 47 36 68 11 18 10 70 360 33 41 4 22 44 144 504 89 593 USD 75.Tabla 38.000 108.000 24.250 13.500 33. 828 USD/año) Años = 1.7 USD/m3 ¾ Evaporación actual de agua Torre W11: 451. Ahorro de Gas Natural Se genera ahorro del 22% en la calefacción de electrolito y 4.5.7 = 157.1.1% en el precalentamiento de agua de alimentación a las calderas.140 * 0.929 USD/año 2.140 m3/año ¾ Ahorro de evaporación de agua: 451.828 USD/año La inversión se recupera en: Años = Capital Total de Inversión / Ahorro Total Años = (444.2.750) / (237.241 * 0.1% = 26.929 + 157.899 = 237.5 * 0. Ahorro de Agua Evaporada en la Torre W11 ¾ Costo de agua industrial (Fuente: Esval 2011): 0. ¾ Costo del consumo de gas actual : 306.1% ¾ Ahorro total anual de gas = 306.241 USD/año ¾ % Ahorro total anual de gas = 22% + 4.899 USD/año Ahorro Total: Ahorro de gas + Ahorro de evaporación de agua Ahorro Total: 79.5.261 = 79.87 ≈ 2 110    . Ahorro Generado y Recuperación de la Inversión 1. Se realizo un estudio de la situación energética del proceso. ¾ 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. generando un menor impacto ambiental y disminuyendo del consumo de energía. 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. 111    . esto posteriormente permitió diseñar un sistema acorde a las necesidades energéticas de la empresa.1. mejor aprovechamiento de los recursos y extender la vida útil de los equipos. 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.Capitulo 6 6. ™ Circuito de ácido débil: 14.336 KW ™ Circuito de ácido fuerte: 42. Por este motivo.020 KW. 112    .984 KW. es poco atractivo intervenir esta área para diseñar un sistema de recuperación de energía.684 KW En los intercambiadores gas-aire (W26 y W27) del sistema de conversión.¾ 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. existe una transferencia de calor de 2. con un calor disponible de 57. Este calor es considerablemente menor que el aportado por el ácido en las torres de absorción y no es generado en forma constante. 330 KW atmósfera por los gases de los Intercambiador W27 654 KW Total 2.020 kW Calor total real transferido a la Intercambiador W26 2. aprovechable para sistemas recuperación de energía de bajo grado. • Transporte de energía permanente durante las 24 hr del día.684 KW Total 57. y todo el año. debido a lo siguiente: • Gran contenido calórico.Tabla 39. Calor promedio real transferido por el ácido a aguas de Sistema de aguas de Enfriamiento W25 enfriamiento en intercambiadores Sistema de aguas de de calor de las Torres W25 y Enfriamiento W11 W11 de enfriamiento.336 KW 42. 113    .984 KW intercambiadores de calor gasaire en el proceso de conversión de SO2 a SO3. los circuito ácido fuerte y ácido débil de los sistemas aguas enfriamiento presentan mejores condiciones. • Es el sector más recomendado para la recuperación de energía en plantas de ácido del tipo metalúrgico. Resumen de energía térmica real disponible en la PA de la División Ventanas. Se puede concluir que para la aplicación de un sistema recuperación de energía. 14. 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.¾ 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. • Calefacción de otros procesos. 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). debido a la complejidad del proceso y a las necesidades especificas de la División Ventanas.1% de ahorro de gas). • Precalentamiento de 30 m3/hr de agua fresca de alimentación a calderas (4. • Operación de la Torre W11 con 946 m3/hr de agua (50% menos). 114    . Finalmente la recuperación de la inversión es de 2 años.750 USD (221. equivalente a 157. equivalente a 79. genera un ahorro total de 26.929 USD/año.312 CLP) para el nuevo sistema que incluye tres intercambiadores en paralelo en la Planta de Ácido. 115    .1% en los costos operacionales de las calderas a gas. además se reduce la evaporación de agua de la Torre W11 en un 50%.899 USD/año.El capital total de inversión estimado es de 444.374. Ingeniería Energética. 2010.codelco. 6) Eficiencia Energética. 9) Torres.net 8) Louie. 2007. 2010. Transferencia de Calor.atisae.html 4) División Ventanas. Operaciones. Codelco Chile. Grupo ATISAE. Capitulo 13. 2010.turboden.cl/576/channel.cl 3) Codelco Chile. 2010. Universidad de Cantabria. 2008. Ingeniería Energética.codelco. 2008. Bibliografía 1) Eficiencia Energética. Manual de la Planta de Acido. En la Industria: ¿Cómo hacer un programa de Eficiencia Energética?.com 7) Chile-Sustentable. en Santander. Apuntes de Transferencia de Calor.cl/la_corporacion/fr_division_ventanas. División Ventanas. Programa País de Eficiencia Energética. Universidad de Cantabria. Disponible en: http://www. Sector Industrial.2. Disponible en: http://www.6. 11) ORC (Organic Cycle Rankine). Codelco Chile. 5) División Ventanas.ppee. en Santander. Disponible en: http://www. 2005. Disponible en: http://www.chilesustentable. José. PUCV 10) Fernández. 116    . Definición y Ámbito de Aplicación. Ciclos de Maquinas Térmicas. Recuperación de Energía. Disponible en: http://www. 2005.eu/ 12) Fernández. Douglas. 2011. Disponible en: http://www. Pedro. Handbook of Sulphuric Acid Manufacturing. España. 2008. Proceso del Sistema Fundición. 2010.html 2) Codelco Chile. Pedro. España.Planta de Acido. Kenya. 15) Manual del Protocolo de Montreal Relativo a las Sustancias que Agotan la Capa de Ozono. 2006. Bomba de Calor Industrial.13) Canal de Eficiencia Energética. Séptima Edición. Programa de las Naciones Unidas para el Medio Ambiente.empresaeficiente. 2010. 2009.com 14) Hatch. 117    . Secretaría del Ozono. Outotec. Budgetary information Gas Cleaning and Sulphuric Acid Plant. Disponible en: http://www. 67 ⎜ ⎟ ∗ 4.48 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (39.3) (°C ) = −11.5) (°C ) = −10.735 = 281. 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:  ΔH ácido = mácido ∗ cp ácido ∗ (Tsalida − Tentrada ) ácido Según datos de diseño la capacidad calorífica del ácido es: cpácido = 4.8) (°C ) = −12.3 − 51.1 − 53.48 ⎜⎜ s Kg C ° ⎝ ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (42.4) (°C ) = −11.Anexo I ¾ Tabla 10.48 ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 KJ   Kg °C ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (42.861 KW = 281.90 ⎜ ⎟ ∗ 4.48 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 44.48 ⎜⎜ s Kg C ° ⎝ ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (42.86 ⎜ ⎟ ∗ 4.89 ⎜ ⎟ ∗ 4.48 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ 118    . Valores reales temperatura.745 = 281.5) (°C ) = −11.9 − 48.84 ⎜ ⎟ ∗ 4.2 − 51.364 = 281.122 = 281.2 − 51. 77 ⎜ ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠ − 1 N ⎛ ⎜ T − T ∑ i salida N − 1 i =1 ⎜⎝ 2 ⎞ ⎟⎟ = 1.60 KJ   Kg °C 119    .3 ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠   Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar son los cálculos son los siguientes: − 1 T entrada = N − 1 T salida = N N ∑ ΔT i i =1 N ∑ ΔT i =1 i 2 = 51.1 °C .3 °C . 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:  ΔH ácido = mácido ∗ cp ácido ∗ (Tsalida − Tentrada ) ácido Según datos de diseño la capacidad calorífica del ácido es: cpácido = 4.49 ⎠ ¾ Tabla 11. Valores reales temperatura.La ∆H promedio y desviación estándar para los intercambiadores W1/1-3 se calcularon según las siguientes fórmulas: − 1 Δ H W 1 / 1−3 = N N ∑ ΔH i =1 i = −11.565 2 σ= KW − 1 N ⎛ ⎞ Δ − Δ H H ⎜ ⎟ = 476. σ = − 1 N ⎛ ⎞ T T − entrada ⎟ = 1. σ = = 42. 439 = 63.4) (°C ) = −2.5) (°C ) = −2.2 ⎜ ⎟ ∗ 4.67   120    .4) (°C ) = −2.986 = 63.093 = 63.4) (°C ) = −1.5 ⎜ ⎟ ∗ 4.2 − 43.069 = 63.60⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (36.6 − 47.75 − T salida = 39.60 ⎜⎜ Kg C ° ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW   La ∆H promedio y desviación estándar para el intercambiador W20 se calcularon según las siguientes fórmulas: − Δ H W 20 = 1 N N ∑ ΔH i =1 i = −2.6 − 46.ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (39.3 ⎜ ⎟ ∗ 4.7 ∑ N − 1 i =1 ⎝ ⎠ σ= Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar los cálculos se realizaron utilizando la misma modalidad que la Tabla 6 y los resultados son los siguientes: − T entrada = 46.0 °C .5 ⎜ ⎟ ∗ 4. σ = 1.1 − 47. σ = 1.60 ⎜⎜ Kg C ° ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (39.60 ⎜⎜ Kg C ° ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (39.6 − 47.5 °C .60⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (40.178 KW 2 − 1 N ⎛ ⎞ ⎜ ΔH i − Δ H ⎟ = 186.9 ⎜ ⎟ ∗ 4.302 = 63.8) (°C ) = −2. 5) (°C ) = −9.2 − 76.058 = 175.295 = 180.0) (°C ) = −6.77 ⎜ ⎟ ∗ 1. Valores reales temperatura.093 = 174.9) (°C ) = −9.92 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (49.0) (°C ) = −9.449 = 175.0 − 68.7 − 74.1 − 74.0) (°C ) = −8.92⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (49.92 ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 KJ   Kg °C ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (50. Las entalpías para el ácido en los intercambiadores de calor W7/1-2 fueron calculadas según la siguiente ecuación:  ΔH ácido = mácido ∗ cp ácido ∗ (Tsalida − Tentrada ) ácido Según datos de diseño la capacidad calorífica del ácido es: cp ácido = 1.92 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 49.12 ⎜ ⎟ ∗ 1.92 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW KW 121    .50 ⎜ ⎟ ∗ 1.92⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 47.30 ⎜ ⎟ ∗ 1.64 ⎜ ⎟ ∗ 1.5 − 77. flujo y ∆H del ácido para intercambiadores W7/1-2.629 = 180.¾ Tabla 12. 86 ¾ Tabla 13.1 °C . σ = 0.1 °C .1 ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠ σ= Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar los cálculos se realizaron utilizando la misma modalidad que la Tabla 6 y los resultados son los siguientes: − T entrada = 74.45 KJ   Kg °C 122    .La ∆H promedio y desviación estándar para los intercambiadores W7/1-2 se calcularon según las siguientes fórmulas: − Δ H W 7 / 1− 2 = 1 N N ∑ ΔH i =1 i = −8.64 − T salida = 49.402. flujo y ∆H del ácido para intercambiadores W21/1-4 Las entalpías para el ácido en los intercambiadores de calor W21/1-4 fueron calculadas según la siguiente ecuación:  ΔH ácido = mácido ∗ cp ácido ∗ (Tsalida − Tentrada ) ácido Según datos de diseño la capacidad calorífica del ácido es: cpácido = 1. σ = 3. Valores reales temperatura.505 KW 2 − 1 N ⎛ ⎞ Δ H − Δ H ⎜ ⎟ =1. 0 ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠ σ= Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar los cálculos se realizaron utilizando la misma modalidad que la Tabla 6 y los resultados son los siguientes: − T entrada = 94. σ = 3.45 ⎜⎜ Kg C ° ⎝ s ⎠ ⎠ ⎝ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (62.0 − 102.04 − T salida = 65.45 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (65.6) (°C ) = −25.0) (°C ) = −28.979 = 639.6 − 89.9 ⎜ ⎟ ∗ 1.76   123    .835 KW = 639.45 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW   La ∆H promedio y desviación estándar para los intercambiadores W21/1-4 se calcularon según las siguientes fórmulas: − 1 Δ H W 21 / 1− 4 = N N ∑ ΔH i =1 i = −27.5 °C .2 − 90.5 − 94.9 ⎜ ⎟ ∗ 1. σ = 5.979 = 639.093 KW 2 − 1 N ⎛ ⎞ Δ H − Δ H ⎜ ⎟ = 1.3 °C .763 KW = 639.9 ⎜ ⎟ ∗ 1.45 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (61.9 ⎜ ⎟ ∗ 1.2) (°C ) = −27.907 = 639.ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (71.2) (°C ) = −25.2 − 96.210.45 ⎜⎜ Kg C ° ⎝ s ⎠ ⎠ ⎝ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (66.5) (°C ) = −26.9 ⎜ ⎟ ∗ 1. ¾ Tabla 14. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del ácido para intercambiador W8 Las entalpías para el ácido en el intercambiador de calor W8 fueron calculadas según la siguiente ecuación:  ΔH ácido = mácido ∗ cp ácido ∗ (Tsalida − Tentrada ) ácido Según datos de diseño la capacidad calorífica del ácido es: cpácido = 0,95 ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 KJ   Kg °C ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (53,0 − 85,3) (°C ) = −6.788 = 221,23 ⎜ ⎟ ∗ 0,95 ⎜⎜ Kg C ° ⎝ s ⎠ ⎠ ⎝ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (51,3 − 89,7) (°C ) = −7.917 = 217,02 ⎜ ⎟ ∗ 0,95 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 47,0 − 83,7) (°C ) = −7.834 = 224,70 ⎜ ⎟ ∗ 0,95 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 47,5 − 81,2) (°C ) = −6.902 = 215,60 ⎜ ⎟ ∗ 0,95 ⎜⎜ Kg ° C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 48,3 − 84,3) (°C ) = −6.933 = 202,73 ⎜ ⎟ ∗ 0,95 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW   La ∆H promedio y desviación estándar para el intercambiador W8 se calcularon según las siguientes fórmulas: − Δ H W8 = 1 N N ∑ ΔH i =1 i = −7.275 KW 2 σ= − 1 N ⎛ ⎞ ⎜ ΔH i − Δ H ⎟ = 552,0 ∑ N − 1 i =1 ⎝ ⎠ 124    Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar los cálculos se realizaron utilizando la misma modalidad que la Tabla 6 y los resultados son los siguientes: − T entrada = 84,8 °C ; σ = 3,11 − T salida = 49,4 °C ; σ = 2,61 ¾ Tabla 15. Valores reales temperatura, flujo y ∆H del ácido para intercambiador W9 Las entalpías para el ácido en el intercambiador de calor W9 fueron calculadas según la siguiente ecuación:  ΔH ácido = mácido ∗ cp ácido ∗ (Tsalida − Tentrada ) ácido Según datos de diseño la capacidad calorífica del ácido es: cp ácido = 1,72 ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 KJ   Kg °C ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 48,4 − 81,6) (°C ) = −884 = 15,48 ⎜ ⎟ ∗ 1,72 ⎜⎜ s Kg C ° ⎝ ⎠ ⎠ ⎝ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 47,2 − 82,9) (°C ) = −986 = 16,06 ⎜ ⎟ ∗ 1,72 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 45,9 − 81,1) (°C ) = −889 = 14,69 ⎜ ⎟ ∗ 1,72 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 41,6 − 73,9) (°C ) = −772 = 13,90 ⎜ ⎟ ∗ 1,72 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 46,0 − 86,6) (°C ) = −1.103 = 15,80 ⎜ ⎟ ∗ 1,72 ⎜⎜ s Kg ° C ⎝ ⎠ ⎝ ⎠   KW 125    La ∆H promedio y desviación estándar para el intercambiador W9 se calcularon según las siguientes fórmulas: − Δ H W9 = 1 N N ∑ ΔH i =1 i = −927 KW 2 σ= − 1 N ⎛ ⎞ Δ H − Δ H ⎜ ⎟ = 124,2 ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠ Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar los cálculos se realizaron utilizando la misma modalidad que la Tabla 6 y los resultados son los siguientes: − T entrada = 81,2 °C ; σ = 4,62 − T salida = 45,8 °C ; σ = 2,57 ¾ 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 calculadas según la siguiente ecuación:  ΔH agua = m agua ∗ cp água ∗ ∗(Tsalida − Tentrada ) agua La capacidad calorífica del agua es: cp agua = 4,18 KJ   Kg °C 126    7) (°C ) = 10. σ = − 1 N ⎛ ⎞ − T T entrada ⎟ = 0.0 − 21.331 KW = 276.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (31.5 ∑ N − 1 i =1 ⎝ ⎠   Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar son los cálculos son los siguientes: − T entrada − T salida 1 = N 1 = N N ∑ ΔT i i =1 N ∑ ΔT i =1 i 2 = 21. σ = − 1 N ⎛ ⎞ − T T salida ⎟ = 0.6 ⎜ ⎟ ∗ 4.6 ⎜ ⎟ ∗ 4.3 − 21.024 = 276.354 2 σ= KW − 1 N ⎛ ⎞ ⎜ ΔH i − Δ H ⎟ = 450.77 ⎜ i ∑ N − 1 i =1 ⎝ ⎠       127    .5°C .5) (°C ) = 11.59 ⎜ ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠ 2 = 31.8) (°C ) = 11.6 − 21.3 − 20.6 ⎜ ⎟ ∗ 4.18 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW La ∆H promedio y desviación estándar para los intercambiadores W1/1-3 se calcularon según las siguientes fórmulas: − Δ H W 1 / 1−3 = 1 N N ∑ ΔH i =1 i = 11.4 − 22.6 ⎜ ⎟ ∗ 4.ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (31.0) (°C ) = 12.331 KW = 276.18 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (30.5) (°C ) = 11.331 KW = 276.753 = 276.3 °C .18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (31.6 ⎜ ⎟ ∗ 4.18 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (32. 3) (°C ) = 2.2) (°C ) = 1.5) (°C ) = 1.062 KW 2 σ= − 1 N ⎛ ⎞ ⎜ ΔH i − Δ H ⎟ = 96.950 = 111.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.8 − 21.8) (°C ) = 2.18 ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 KJ   Kg °C ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (26.7) (°C ) = 2.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.997 = 111.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 26.9 − 22.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.136 = 111.5 − 21.043 = 111.4 − 23.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW La ∆H promedio y desviación estándar para el intercambiador W20 se calcularon según las siguientes fórmulas: − Δ H W 20 = 1 N N ∑ ΔH i =1 i = 2.183 = 111.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 25.1 − 23.18 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 28.¾ 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 según la siguiente ecuación:  ΔH agua = m agua ∗ cp água ∗ ∗(Tsalida − Tentrada ) agua La capacidad calorífica del agua es: cp agua = 4.6 ∑ N − 1 i =1 ⎝ ⎠   128    .1 ⎜ ⎟ ∗ 4.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (27. 453 = 107.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.079 = 107.0 − 21.1) (°C ) = 8.4 − 21.87 ¾ Tabla 21.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 41.18 ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 KJ   Kg °C ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (34.214 = 107. σ = 0.124 = 107.0) (°C ) = 9.5 − 20.038 = 107.2) (°C ) = 9.5 °C .Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar los cálculos se realizaron utilizando la misma modalidad que la Tabla 15 y los resultados son los siguientes: − T entrada = 22.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.1 − 20.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 40.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW 129    .18 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 41. flujo y ∆H del agua para intercambiadores W7/1-2 Las entalpías para el agua en los intercambiadores de calor W7/1-2 fueron calculadas según la siguiente ecuación:  ΔH agua = m agua ∗ cp água ∗ ∗(Tsalida − Tentrada ) agua La capacidad calorífica del agua es: cp agua = 4.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.93 − T salida = 26.5) (°C ) = 9. σ = 0.0) (°C ) = 6.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.9 °C . Valores reales temperatura.18 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (40.5 − 21.1 ⎜ ⎟ ∗ 4. 85 ¾ Tabla 22.382 KW 2 − 1 N ⎛ ⎞ Δ H − Δ H ⎜ ⎟ = 1. Valores reales temperatura.5 °C .344.2 ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠ σ=   Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar los cálculos se realizaron utilizando la misma modalidad que la Tabla 15 y los resultados son los siguientes: − T entrada = 20.8 °C .La ∆H promedio y desviación estándar para los intercambiadores W7/1-2 se calcularon según las siguientes fórmulas: − 1 Δ H W 7 / 1− 2 = N N ∑ ΔH i =1 i = 8. σ = 2. σ = 0.18 KJ   Kg °C 130    .39 − T salida = 39. flujo y ∆H del agua para intercambiadores W21/1-4 Las entalpías para el agua en los intercambiadores de calor W21/1-4 fueron calculadas según la siguiente ecuación:  ΔH agua = m agua ∗ cp água ∗ ∗(Tsalida − Tentrada ) agua La capacidad calorífica del agua es: cp agua = 4. 18 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (40.5 − 21.0) (°C ) = 26.757 = 338.8 ⎜ ⎟ ∗ 4.907 = 338.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 41.86 − T salida = 40.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (39.749 = 338.18 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (42. σ = 1.1 − 22.1) (°C ) = 28.18 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW La ∆H promedio y desviación estándar para los intercambiadores W21/1-4 se calcularon según las siguientes fórmulas: − Δ H W 21 / 1− 4 = 1 N N ∑ ΔH i =1 i = 27.ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (41.01 131    .8) (°C ) = 25.8 ⎜ ⎟ ∗ 4.049 KW 2 σ= − 1 N ⎛ ⎞ ⎜ ΔH i − Δ H ⎟ = 1.8 ⎜ ⎟ ∗ 4.0 − 21.916 = 338. σ = 0.0 − 22.4) (°C ) = 27.8 °C .8 ⎜ ⎟ ∗ 4.2) (°C ) = 25.6 ∑ N − 1 i =1 ⎝ ⎠   Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar los cálculos se realizaron utilizando la misma modalidad que la Tabla 15 y los resultados son los siguientes: − T entrada = 21.916 = 338.7 °C .222.8 ⎜ ⎟ ∗ 4.3 − 21. 0 − 18.0 − 18. flujo y ∆H del agua para intercambiador W8 Las entalpías para el agua en el intercambiador de calor W8 fueron calculadas según la siguiente ecuación:  ΔH agua = m agua ∗ cp água ∗ ∗(Tsalida − Tentrada ) agua La capacidad calorífica del agua es: cp agua = 4.871 KW = 76.18 ⎜⎜ Kg C ° ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (43.18 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (41.4) (°C ) = 7.2) (°C ) = 7.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.8) (°C ) = 6.253 KW 2 σ= − 1 N ⎛ ⎞ Δ H − Δ H ⎜ ⎟ = 554.903 KW = 76.5 − 19.889 = 76.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ La ∆H promedio y desviación estándar para el intercambiador W8 se calcularon según las siguientes fórmulas: − 1 Δ H W8 = N N ∑ ΔH i =1 i = 7.¾ Tabla 23.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (42.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.775 KW = 76.2 ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠   132    .0) (°C ) = 6.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.825 KW = 76.18 ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 KJ   Kg °C ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (42.6 − 21.0) (°C ) = 6.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (43. Valores reales temperatura.1 ⎜ ⎟ ∗ 4.3 − 21.1 ⎜ ⎟ ∗ 4. 3) (°C ) = 1.Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar los cálculos se realizaron utilizando la misma modalidad que la Tabla 15 y los resultados son los siguientes: − T entrada = 19.9 − 24. σ = 0.4) (°C ) = 879 = 14.1) (°C ) = 770 = 14.4 ⎜ ⎟ ∗ 4.0 − 21. σ = 1.095 = 14.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (36.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW 133    .5 − 18.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (37.62 ¾ Tabla 24.7 °C .1 − 22.5 °C .3) (°C ) = 975 = 14. Valores reales temperatura.4 ⎜ ⎟ ∗ 4.41 ⎜ ⎟ ∗ 4.18 ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 KJ   Kg °C ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (36.4 ⎜ ⎟ ∗ 4. flujo y ∆H del agua para intercambiador W9 Las entalpías para el agua en el intercambiador de calor W9 fueron calculadas según la siguiente ecuación:  ΔH agua = m agua ∗ cp água ∗ ∗(Tsalida − Tentrada ) agua La capacidad calorífica del agua es: cp agua = 4.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (36.35 − T salida = 42.4 ⎜ ⎟ ∗ 4.18 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (36.5) (°C ) = 879 = 14.5 − 20. 42 ¾ Tabla 25.6 °C . 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. LMTD.3 °C .20 − T salida = 36. σ = 0.La ∆H promedio y desviación estándar para el intercambiador W9 se calcularon según las siguientes fórmulas: − 1 Δ H W9 = N N ∑ ΔH i =1 i = 920 KW 2 − 1 N ⎛ ⎞ Δ H − Δ H ⎜ ⎟ = 122. σ = 2.0 ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠ σ =   Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar los cálculos se realizaron utilizando la misma modalidad que la Tabla 15 y los resultados son los siguientes: − T entrada = 21. según la siguiente fórmula: LMTD = (TC1 − TF 2 ) − (TC 2 − TF 1 ) ⎛ T − TF 2 ⎞ ⎟⎟ ln⎜⎜ C1 T T − F1 ⎠ ⎝ C2 134    . 30 21.68 40.30 42.48 W9 81.68 40.02 22.42 19.50 W21/1 94.50 65.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 °C °C °C °C W1/1 51.78 W21/2 94.08 49.32 W1/3 51.14 21.32 W1/2 51.50 31.10 20.14 21.30 21.78 W8 84.08 49.82 21.68 40.94 W7/1 74.76 39.50 65.50 31.50 26.32 36.22 45.50 31.30 42.30 21.32 W20 46.68 42.78 W21/4 94.10 20.50 65.78 W21/3 94.84 49.76 39.30 21.30 42.60 Intercambiadores 135    .50 39.50 W7/2 74.50 65.68 40.14 21. 5 34 Intercambiadores Con los valores de LMTD real. ∆H del agua calculados anteriormente y las áreas de cada intercambiador.6 20 W1/3 20.6 48 W21/3 53.5 18 W7/1 34.7 43.0 20.0 20.6 48 W21/2 53.7 43.0 20.3 31 W21/1 53.6 20 W20 19.7 36 W9 44. se obtuvieron los valores de U real según la siguiente ecuación: − U Re al ΔH = A * LMTDRe al Finalmente fueron calculados los Rd con la siguiente fórmula: Rd Re al = 1 U 136    .6 20 W1/2 20.4 29.Según la fórmula de LMTD mostrada se presentan los valores reales a continuación: (TC1-TF2) (TC2-TF1) LMTD Real °C °C °C W1/1 20.7 43.6 48 W21/4 53.7 43.6 16.6 24.3 31 W7/2 34.6 48 W8 42.6 28.6 28. 4 48.75 W21/1 105.5 31.762.25 1.67 1.75 0.34 0.67 1.0 6.0 4.5 31.91 0.75 0.00 1.25 1.00 1.0 20.33 0.4 36.75 W7/2 101.0 6.5 34.00 1.34 0.Área LMTD Real ∆H Real Promedio U Real Rd Real m2 °C KW KW/m2°C m2°C/KW W1/1 108.00 1.75 0.191.191.0 7.4 48.57 W1/2 108.75 W21/3 105.75 W21/2 105.253.57 W1/3 108.88 W7/1 101.0 6.52 W9 28.33 0.25 1.0 3.0 20.00 0.4 48.762.75 W21/4 105.045 KJ   Kg °C 137    .05 ¾ Tabla 28.0 20.061.25 1.4 48.57 W20 101.75 W8 105.0 2.67 1.0 3.762.784.0 3.34 0.34 0.784.784.95 1. ∆H reales calculados para el intercambiador W26 Las entalpías para los gases en el intercambiador de calor W26 fueron calculadas según la siguiente ecuación:  ΔH gases = m gases ∗ cp gases ∗ ∗(Tsalida − Tentrada ) gases La capacidad calorífica del agua es: cp gases = 1.13 0.1 18.0 920.0 4.762.0 6. 24 ⎜ ⎟ ∗ 1.ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (439.1) (°C ) = −2.7 − 480.4) (°C ) = −2.045 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (442.310 = 56.24 ⎜ ⎟ ∗ 1.0) (°C ) = −2.3 − 480.9 ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠     Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar son los cálculos son los siguientes: − 1 T entrada = N − 1 T salida = N N ∑ ΔT i i =1 N ∑ ΔT i =1 i 2 = 480.374 = 56.0 ⎠   138    .045 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 439.24 ⎜ ⎟ ∗ 1.1) (°C ) = −2.24 ⎜ ⎟ ∗ 1. σ = − 1 N ⎛ ⎞ − T T entrada ⎟ = 1.5 °C .1) (°C ) = −2.329 2 σ = KW − 1 N ⎛ ⎞ Δ H − Δ H ⎜ ⎟ = 85.1 − 479.045 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (440.301 KW = 56.445 = 56.216 = 56. σ = = 440.5 − 482.9 − 479.045 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW La ∆H promedio y desviación estándar para el intercambiador W26 se calcularon según las siguientes fórmulas: − Δ H W 26 = 1 N N ∑ ΔH i =1 i = −2.1 °C .045 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (440.2 ⎜ ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠ − 1 N ⎛ ⎜ − T T ∑ i salida N − 1 i =1 ⎜⎝ 2 ⎞ ⎟⎟ = 1.24 ⎜ ⎟ ∗ 1. 076 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 409.25 ⎜ ⎟ ∗ 1.076 ΔH Día 1 ΔH Día 2 ΔH Día 3 ΔH Día 4 ΔH Día 5 KJ   Kg °C ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ (408.076 ⎜⎜ ⎝ s ⎠ ⎝ Kg °C ⎠ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 409.076 ⎜⎜ Kg C ° ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ KW La ∆H promedio y desviación estándar para el intercambiador W27 se calcularon según las siguientes fórmulas: − 1 Δ H W 27 = N N ∑ ΔH i =1 i = −653 KW 2 σ= − 1 N ⎛ ⎞ Δ H − Δ H ⎜ ⎟ = 63.076 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎝ ⎠ ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 408.4 − 423. ∆H reales calculados para el intercambiador W27 Las entalpías para los gases en el intercambiador de calor W26 fueron calculadas según la siguiente ecuación:  ΔH gases = m gases ∗ cp gases ∗ ∗(Tsalida − Tentrada ) gases La capacidad calorífica del agua es: cp gases = 1.¾ Tabla 29.25 ⎜ ⎟ ∗ 1.5) (°C ) = −703 = 43.25 ⎜ ⎟ ∗ 1.3) (°C ) = −661 KW = 43.076 ⎜⎜ ° Kg C ⎝ s ⎠ ⎠ ⎝ KW ⎛ KJ ⎞ ⎛ Kg ⎞ ⎟⎟ ∗ ( 410.2 − 422.4 ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠   139    .25 ⎜ ⎟ ∗ 1.4) (°C ) = −712 = 43.25 ⎜ ⎟ ∗ 1.9 − 422.1 − 423.1 − 424.1) (°C ) = −554 = 43.6) (°C ) = −638 = 43. 9 ⎜ ∑ i N − 1 i =1 ⎝ ⎠ − 1 N ⎛ ⎜ − T T ∑ i salida N − 1 i =1 ⎜⎝ 2 ⎞ ⎟⎟ = 0.2 °C .7 ⎠   140    . σ = − 1 N ⎛ ⎞ − T T entrada ⎟ = 0. σ = = 409.Para las temperaturas de entrada y salida el promedio y la desviación estándar son los cálculos son los siguientes: − 1 T entrada = N − 1 T salida = N N ∑ ΔT i i =1 N ∑ ΔT i =1 i 2 = 423.1 °C . mElectrolito = 788 * 1000 * 4. - 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.540 ] * 100 = 22% 141    .18 * (62 – 58) / (1200 * 4 * (60 – 55) mElectrolito = 549 m3/hr % Electrolito Calefaccionado = [ 1 – (2.540 – 549) / 2.Anexo II ¾ 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. Los pasos a seguir son los siguientes: 1. dado por un fluido caliente que debe enfriarse desde una temperatura T1 hasta una temperatura T2.288 ] * 100 = 4.18 * (100 – 55) + 2.5 kg/cm2) = 2.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. Calcular la carga de calor: Q Q = m Cp (T1 – T2) 142    .721] = 25.721] = 24. QTotal = QSensible + QLatente = (m * cp * ∆T) + (m *λ vaporización) λ vaporización (2.18 * (100 – 25) + 2. para lo cual se dispone de un fluido frío a t1.243 KW % Ahorro de Energía = [ (25.1% ¾ Procedimiento de diseño de intercambiadores de placas Alfa Laval El procedimiento de diseño puede ilustrarse con un problema típico.288 – 24.721 KJ/Kg QTotal ACTUAL = (30 * 1000 / 3600) * [4.243) / 25.288 KW QTotal NUEVO = (30 * 1000 / 3600) * [4. 2. Calcular la temperatura de salida del fluido frío: t2 t2 = t1 – Q/(m Cp) 3. Fijar las resistencias a la incrustación 6. Determinar el tipo de intercambiador. Determinar el número de placas térmicas Np y número total de canales (Nc) Np = Ao / 2Ap Nc = NP + 1 8. Calcular la temperatura media logarítmica 7. Determinar el número de canales paralelos: np np = V / v 143    . Suponer un valor de U 8. Fijar el tipo y características de las placas 8. 4.4. 5.2. Calcular el número de unidades de transferencia para cada fluido: HTU 8. Calcular un área provisional requerida: Ao 8.1.3. Determinar las propiedades físicas de los fluidos a su respectiva temperatura media. 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 %) 144    . Determinar el factor térmico 8.v: caudal /canal 8. Determinar el arreglo del intercambiador.8.6. número de pasos y número de canales paralelos por paso : np 8. 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 8.5.9. Calcular el coeficiente total de transferencia de calor 8.7. 500 0.10 10 .357 6.000 14. Diámetro Nominal (pulg) 4 Diámetro Externo (pulg) 4.75 16 16 Espesor de Pared (pulg) 0.15 10 .562 9.688 14.15 10 .438 0.656 0.280 0.625 10 10.15 10 .Tabla 9.624 6.136 10.5 1.407 6.375 15.312 0.5 6 6. Velocidad recomendable y caída de presión máxima para líquidos de proceso y servicios (Apuntes de Mecánica de Fluidos.15 Máxima caída de presión psi/100 pies de cañería 4 4 4 2-6 4-8 0.844 Diámetro Interno (pulg) 3. PUCV).131 0.500 0.15 12 . Tipo de Servicio Velocidad (pie/seg) Recomendación General Flujo Laminar Flujo Turbulento (densidad lb/pie3) Succión de Bombas Ebullendo No ebullendo Descarga de Bomba 250 GPM 250 GPM .16 2 2 2 2 2 2 2 2 2 Tabla 9. Propiedades de cañerías (Apuntes de Mecánica de Fluidos.250 15.020 9. Profesor José Torres.591 0.0 6-8 8 . Profesor José Torres.312 15.065 10.2.109 0.307 0.719 0.16 2 .375 0.10 10 .16 6 4 2 2 2 2-3 3-5 5-7 7-9 8 .700 GPM > 700 GPM Agua de enfriamiento Servicio General Diámetro en pulgadas 1 2 4 6 8 10 12 16 20 y mayor 5 -15 4-5 5 . PUCV).3.312 GPM / pies/seg 35 100 98 90 252 246 233 223 212 578 568 550 528 501 145    .365 0.750 9. 146    . formal y no formal. - Desarrollar incentivos y herramientas de apoyo para la Eficiencia Energética. colectivas e individuales. 2. que la empresa incorporo la eficiencia energética en sus políticas.Anexo III 1. - 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. normas y gestión. Gestión de Codelco Chile frente la Eficiencia Energética Desde 2003. - Posicionar e introducir la Eficiencia Energética en todos los niveles de formación. Programa País de Eficiencia Energética (PPEE) ¾ Objetivos del PPEE - Establecer las bases institucionales y el marco regulatorio para la Eficiencia Energética. - Desarrollar información útil y disponible para la toma de decisiones públicas y privadas. A partir del 2008 se cuenta un Plan de Eficiencia Energética. que abarca tanto consumo de combustibles como de electricidad. Al mismo tiempo. Plan de Eficiencia Energética de Codelco El objetivo es contribuir al resultado del negocio. 2. País Comienza implementación del Programa País Eficiencia Energética (PPEE) Se constituye la Mesa Minera de Eficiencia Energética en el PPEE. 147    . Año 2003 Codelco Política de eficiencia energética 2006 Norma Corporativa de Eficiencia Energética 2007 Sistema de Información de Indicadores Energéticos Plan de Eficiencia Energética 2009 2. que mejoran los indicadores específicos del uso de energía en los procesos productivos. Por esta razón. 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. Hitos de la implantación de eficiencia energética Codelco/País. con la participación de Codelco Mesa Minera firma el Protocolo Acuerdo para la Eficiencia Energética en la Gran Minería Norma de Eficiencia Energética en Proyectos de Inversión de Codelco La energía es un insumo muy relevante en la minería de cobre. con una gestión de la realidad operativa actual.Tabla 1.1.2. cuyo objetivo es incorporar criterios de eficiencia energética en la definición de proyectos. inversión y operación. que supone pre inversión. Codelco oficializó a fines del año 2006 su Norma de Eficiencia Energética en Proyectos de Inversión (NEE). en todo su ciclo de vida. - Gestión de eficiencia energética en procesos. 3.1.El Plan considera un conjunto de iniciativas trasversales y divisionales para aportar a la competitividad de la empresa. 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. - Desarrollo de nuevas formas energéticas. mejorando la huella de carbono y diversificando las fuentes de suministro energético. en el escenario de un mercado energético cada vez más complejo. 148    . Gestión de Eficiencia Energética en otras fundiciones de cobre 3. El plan se estructura en cuatro focos: - Gestión de los contratos existentes. 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. y contribuir simultáneamente con la sustentabilidad. - Aplicación de la norma de eficiencia energética en todo ciclo de vida de los proyectos de inversión. - Incentivar la capacitación de los empleados. uso eficiente de energía y agua. gestión y mantención de activos.¾ 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. que permita optimizar el consumo de energía y reducir la emisión de Gases de Efecto Invernadero. 149    . dentro de un Programa de Eficiencia Energética continuo. ¾ Objetivos Programa de Eficiencia Energética - Realizar su gestión en todas las operaciones. proveedores y contratistas responsables del uso y gestión de los recursos energéticos. Esta instancia organiza su trabajo a través de cuatro gerencias que abordan los temas de optimización. 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. 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. control de emisiones. protección ambiental y asuntos regulatorios. En agosto de 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.- Monitorear. Xstrara Copper Chile Xstrata Copper.2. firmó el “Protocolo de Acuerdo para la Eficiencia Energética en la Gran Minería” en 2008. 150    . legislaciones y normativa que promuevan el uso eficiente de la energía. - Diseñar y construir los proyectos e instalaciones. - Promover el uso de fuentes de Energías Renovables no Convencionales. División Norte de Chile. - Promover e invertir en el desarrollo de tecnologías y modificaciones de procesos. gestionar y reportar en forma continua. - Contribuir al desarrollo de políticas. de manera que permitan maximizar la eficiencia en el consumo energético durante su operación. junto a otras compañías mineras del país. 3. los consumos y eficiencias del consumo de energía. para hacer más eficiente el uso de energía en nuestras operaciones. en nuestras operaciones. - Análisis mensual del costo de energía. Además se está implementando un sistema de gestión que permite identificar la oportunidad de evaluar y controlar la utilización eficiente de Energía. - Protocolos para el control de la demanda.   151    . - Motores de alta eficiencia en proyectos. - Evaluación de consumo energético para el reemplazo de equipos. se Investigan tecnologías de producción limpias a para ser implementadas en sus operaciones donde sea factible.¾ Política de Eficiencia Energética de la División Norte de Chile Con el fin de promover prácticas de desarrollo sostenible alineadas con la Eficiencia Energética. ¾ Medidas de Eficiencia Energética en Fundición Altonorte - Control mensual de iniciativas de reducción de energía.