Unidad de Destilacion Primaria

UNIVERSIDAD NACIONAL MAYOR DE SAN MARCOS
(Universidad del Per, Decana de Amrica)

FACULTAD DE QUMICA, ING. QUMICA E ING. AGROINDUSTRIAL
ESCUELA ACADMICO PROFESIONAL DE INGENIRA QUMICA

DEPARTAMENTO ACADMICO DE ANALISIS Y DISEO DE PROCESOS

CLCULOS ECONMICOS EN INGENIERA QUMICA

ASUNTO: PROYECTO DE MODERNIZACIN DE REFINERA TALARA

UNIDAD DE DESTILACIN PRIMARIA

TEMA: ESTIMACIN DE LA INVERSIN (IF)

PROFESOR :
PORLLES LOARTE, Jos ngel.

INTEGRANTES :
NOLE AGERO, Luis Gerardo. 03070191
PEA LANDEO, Daniela. 08070090
ROMERO ROCA, Rosa Jannet. 07070033
VELARDE SALDAA, NesTOR Gonzalo 08070099

Ciudad Universitaria, Noviembre del 2011


2

CONTENIDO

Pg.

I . I NTRODUCCI N . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 3

I I . OBJETI VOS . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 4

I I I . METODOLOG A . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 4

I V. FUNDAMENTOS DEL PROCESO . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 5

V. DESCRI PCI N DE I NSTALACI ONES EXI STENTES . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 11

VI . TECNOLOG AS DE LA UDP . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 13

VI I . DI AGRAMAS DEL PROCESO . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 17

VI I I . TABLAS DE DATOS Y RESULTADOS . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 19

I X. C{ALCULOS . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 24

X. CONCLUSI ONES . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 30

XI . BI BLI OGRAF A . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 31

XI I . APNDI CE . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 31


3

INTRODUCCIN

Actualmente los nuevos estndares internacionales en materia ambiental obligan a las refineras de
hidrocarburos a cumplir con requerimientos que permitan atenuar la contaminacin ambiental, como por
ejemplo la reduccin a 50 ppm de azufre y para esto es necesario adecuar la Refinera de Talara para su
mayor capacidad de refinacin.

El Proyecto Modernizacin Refinera Talara es un proyecto de ingeniera y construccin que
contempla la implementacin de nuevas instalaciones.

Entre los nuevos cambios se encuentra la modernizacin y ampliacin de la Unidad de Destilacin
Primaria, en donde se incrementar la capacidad de procesar crudos pesados y la reducci n en l a
producci n de resi dual es aumentando de esa manera la flexibilidad operativa en la refinera.
Con su ampliacin, se podr procesar de 65 MBPD a 95 MBPD.

Asimismo el proyecto permitir instalar nuevas y mejores tecnologas de procesos para productos
de mayor valor.


4

OBJETIVOS
1. El PMRT (Proyecto Modernizacin Refinera Talara) es un proyecto de desarrollo tecnolgico que
consiste en la construccin de nuevas instalaciones industriales y la modernizacin y ampliacin de
las existentes con los objetivos siguientes:

Obtener Diesel 2 y Gasolinas con menos de 50 ppm de azufre en forma competitiva.
Contribuir a mejorar la calidad ambiental del pas.

Por lo cual, el Proyecto comprende:

Procesamiento de Crudos ms pesados.
Reduccin en la produccin de residuales.
Aumento de la capacidad total hasta 95 MBD.
Generacin de energa.

2. Esti mar l a I nversi n Fi j a (Costo de una Pl anta) a ni vel prel i mi nar como Grass roots
cost y como ampl i aci n de pl anta de l a Uni dad de Desti l aci n Pri mari a(UDP) .


5

METODOLOGA

Se apl i car l a tcni ca Cost Modul ar ( Bare Modul e Cost BMC) consi gnado en el l i bro de
Turton (Desarrol l ado por l os profesores i ngeni eros qu mi cos estadouni denses Guthri e
y Ul ri ch).

FUNDAMENTOS DEL PROCESO
La destilacin o fraccionamiento, del crudo es una operacin que permite separar cortes o combustibles
de una mezcla compleja de hidrocarburos, como lo es el petrleo. El principio fsico en el que se basa el
proceso es la diferencia de volatilidad de los componentes, por tal motivo en las columnas
fraccionadoras se adecuan las condiciones termodinmicas para obtener o "condensar" los
combustibles perfectamente especificados.
El fraccionamiento del crudo se completa en dos etapas, en primer lugar se procesa en unidades de
destilacin atmosfrica o Topping, donde la presin de trabajo es tpicamente 1 Kg/cm2. Los
combustibles obtenidos por este fraccionamiento son enviados a tanques de despacho o como carga de
otras unidades que completan su refinado.
Gran parte del crudo procesado en los Topping no se vaporiza, ya que para lograrlo sera necesario
elevar la temperatura de trabajo por sobre el umbral de descomposicin trmica.
Por tal motivo este residuo atmosfrico, denominado crudo reducido, se bombea a la unidad de Vaco,
donde se baja la presin a 20 mm Hg (tpico) lo que permite destilarlo a mayores temperaturas sin
descomponer la estructura molecular.
Para que se produzca la "separacin o fraccionamiento" de los cortes, se debe alcanzar el equilibrio
entre las fases lquido-vapor, ya que de esta manera los componentes ms livianos o de menor peso
molecular se concentran en la fase vapor y por el contrario los de mayor peso molecular predominan en
la fase liquida, en definitiva se aprovecha las diferencias de volatilidad de los hidrocarburos.

El equilibrio lquido-vapor, depende principalmente de los parmetros termodinmicos, presin y
temperatura del sistema. Las unidades se disean para que se produzcan estos equilibrios en forma
controlada y durante el tiempo necesario para obtener los combustibles especificados.


6

Bsicamente el proceso consiste en vaporizar los hidrocarburos del crudo y luego condensarlos en
cortes definidos. Modificando fundamentalmente la temperatura, a lo largo de la columna
fraccionadora.
La vaporizacin o fase vapor se produce en el horno y zona de carga de la columna fraccionadora.
En el Horno se transfiere la energa trmica necesaria para producir el cambio de fase y en la Zona de
Carga se disminuye la presin del sistema, producindose el flash de la carga, obtenindose la
vaporizacin definitiva.
La fase liquida se logra con reflujos o reciclo de hidrocarburos retornados a la torre. Estos reflujos son
corrientes liquidas de hidrocarburos que se enfran por intercambio con crudo o fluidos refrigerantes. La
funcin u objetivo principal de estos, es eliminar o disipar en forma controlada la energa cedida a los
hidrocarburos en el horno, de esta manera se enfra y condensa la carga vaporizada, en cortes o
fracciones de hidrocarburos especficas, obtenindose los combustibles correspondientes.
La columna posee bandejas o platos donde se produce el equilibrio entre los vapores que ascienden y
los lquidos descendentes. En puntos o alturas exactamente calculadas existen platos colectores desde
lo que se extraen los combustibles destilados.
La diferencia fundamental entre las unidades de Topping y Vaco es la presin de trabajo. El Topping
opera con presiones tpicas de 1 Kg/cm2 (manomtrica), mientras que en el Vaco trabaja con presiones
absolutas de 20 mmHg. Esto permite destilar hidrocarburos de alto peso molecular que se
descompondran o craquearan trmicamente, si las condiciones operativas normales del Topping
fuesen sobrepasadas.

Parmetros Termodinmicos que gobiernan la Destilacin

Los paramentos termodinmicos que gobiernan la destilacin son la temperatura y presin del sistema,
por tal motivo consideramos como variables del proceso todas aquellas que puedan afectar el equilibrio
entre las fases vapor-lquido.

Temperatura de transferencia. Esta es la mxima temperatura a la que se eleva el crudo para
vaporizarlo, el rendimiento en destilados depende de esta variable.

Presin de trabajo. Es la presin a la cual se produce la operacin. Si bien afecta directamente el
equilibrio lquido-vapor, generalmente se trabaja a la menor presin posible, y por ende no se vara
frecuentemente.

Temperatura de cabeza. Es la temperatura en la zona superior de la columna fraccionadora, se
controla con el reflujo de cabeza, este reflujo es la fuente fra que genera la corriente de lquidos que se
contactan con los vapores, producindose los equilibrios lquido-vapor.

Temperatura del corte. Es la temperatura a la cual se realiza la extraccin lateral de un
combustible. Esta temperatura es controlada con el reflujo de cabeza y reflujos circulantes.

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Estos ltimos tienen un efecto semejante que el reflujo de cabeza y adems precalientan el crudo,
recuperando energa.
Inyeccin de vapor. El vapor o (incondensables) en las fraccionadoras disminuye la presin parcial
de los hidrocarburos, estableciendo nuevos equilibrios vapor-lquidos, favoreciendo la vaporizacin de
los componentes ms voltiles. Esto se aplica en la columna fraccionadora principal como en los
strippers de los cortes laterales.
ECONOMA ASOCIADA

Algunos de los combustibles de las unidades de destilacin atmosfricas se comercializan directamente
ya que tienen la calidad de combustibles para despacho, son el mayor contribuyente del pool de
destilados medios, pero la ventaja econmica ms importante, es que se obtienen cortes de
hidrocarburos que son carga de unidades de conversin, que las transforman en productos valiosos y de
fcil comercializacin.
En las unidades de Topping, se obtienen los siguientes productos finales y cargas de otros procesos.

Gases ligeros
Nafta liviana
Nafta pesada
Jet Fuel A-1
Diesel
Crudo reducido

Fracciones de destilacin
FRACCIN DESTILADA

PUNTO DE EBULLICIN
(F)
N tomos/molculas de C

Gases 86 1-4
Nafta 212-392 8-12
Jet Fuel A-1 302-482 11-13
Diesel 320-752 13-17
Crudo reducido 1004 30

El impacto econmico de estas unidades se ve reflejado en el lucro cesante que se origina cuando estas
unidades no operan, que es el mayor de la refinera.
El crudo antes de ser fraccionado, debe ser acondicionado y preparado debidamente para lograr una
operacin eficiente. La primera etapa se lleva a cabo en los tanques de recepcin.
El petrleo desgasificado que se recibe en las Refineras, contiene impurezas que son perjudiciales para
los equipos, productos y procesos. Las impurezas son:

Sales, fundamentalmente cloruros de sodio, calcio y magnesio, presente en el agua de formacin
que tiene el crudo, estas sales en las condiciones del proceso se hidrolizan formando cido clorhdrico,
que es altamente corrosivo y por ende sumamente perjudicial para los equipos.

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xidos de hierro, productos de la corrosin de los equipos y medios de transporte del crudo desde
yacimiento, que afectan los coeficientes de ensuciamiento de equipos, calidades de productos y
catalizadores.
Arcilla, arena, slidos en general, provenientes de la formacin productora y lodos de perforacin,
estos perjudican fundamentalmente los coeficientes de ensuciamiento de los equipos y afectan la
calidad de los productos residuales por alto contenido de cenizas.
Compuestos organometlicos, que afectan los catalizadores de unidades de conversin,
desactivndolos.
Cristales de sal u xidos en suspensin, afectando tanto los productos como los procesos
catalticos, el caso de los compuestos de sodio es especficamente perjudicial para los tubos de los
hornos, ya que catalizan la formacin de carbn, reduciendo la vida til del horno por disminucin del
coeficiente de transferencia de calor.

Para evitar o minimizar los efectos perniciosos de estas impurezas se realizan fundamentalmente tres
tratamientos:
1. Decantacin en Tanques
2. Desalado
3. Inyeccin de Hidrxido de Sodio

1. Tanques de Almacenaje
El tratamiento en tanque, consiste en decantar el agua libre que tenga el crudo por gravedad.
Por tal motivo la temperatura del tanque es muy importante en esta etapa, ya que la propiedad fsica
que la gobierna es la viscosidad. Evidentemente a mayor temperatura menor viscosidad, y por lo tanto
se mejora la velocidad de migracin o decantacin del agua, pero se debe tener mucha precaucin de
no superar aquella temperatura que provoque corrientes convectivas, que perjudican directamente la
decantacin.

Para evitar prdida de hidrocarburos voltiles, los tanques poseen techos flotantes que evitan este tipo
de fugas. La temperatura se controla con calefactores o serpentinas, ubicados en la parte inferior del
tanque. Se usa vapor exhausto como elemento calefactor. El agua purgada, arrastra adicionalmente
slidos en suspensin.
Esta etapa se lleva a cabo bsicamente con tres tanques en simultneo, uno recibe el crudo de
yacimiento, otro est en decantacin y el tercero que contiene crudo decantado es del que aspira la
unidad.
El crudo "decantado" en tanques es enviado a la unidad de Topping, donde se lo precalienta con
corrientes de mayor temperatura, productos terminados y reflujos circulantes, permitiendo recuperar
energa calrica, en el circuito de intercambio.
El circuito de intercambio tiene como funcin, la recuperacin de energa, generndose un gradiente
trmico a lo largo del circuito, que permite minimizar el consumo de combustible en los hornos de
calentamiento. Previo al horno se realizan dos operaciones de fundamental importancia, el desalado y
deshidratado del petrleo, para lo cual se necesitan condiciones termodinmica especificas.
La segunda etapa de eliminacin de impurezas es el desalado del crudo.

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2. Desalado de Crudo
El propsito de este proceso, es eliminar las sales e impurezas que tienen los petrleos crudos, carga de
las unidades de Topping. Los slidos en suspensin y las sales disueltas en muy pequeas gotas de agua,
dispersas en el seno del petrleo son extrados en los desaladores ya que es antieconmico decantarlas
y eliminarlas por gravedad en los tanques de almacenamiento. (Figura 1 siguiente).

Bsicamente el proceso de desalacin consiste en precalentar el crudo para disminuir la viscosidad,
inyectar agua de lavado o exenta de sales, producir una mezcla intima entre ambos, contactarla con el
agua residual del crudo y posteriormente separar el agua contendiendo la mayor proporcin de
impurezas. En definitiva se lleva a cabo la disolucin de las sales presentes en el crudo, generndose
pequeos electrolitos (gotas), sensibles a las variaciones de un campo elctrico.
Para lograr la mezcla se usan vlvulas emulsificadoras o mezcladores estticos. Posteriormente se lo
enva a un acumulador donde se hace fluir la corriente uniformemente a travs de un campo elctrico
de alto voltaje (20.000 V), generado por pares de electrodos. Las fuerzas elctricas dentro del campo
provocan que las pequeas gotitas de agua coalezcan, formando gotas ms grandes que pueden
decantar en el equipo. El crudo libre de sales (crudo desalado) sale por la parte superior del equipo. La
coalescencia de las gotas en el desalador es provocada por fuerzas elctricas generadas entre las gotas
de agua. El campo elctrico induce a que las pequeas gotas se conviertan en dipolos elctricos, que
interactan entre s generndose atracciones entre las gotitas agrupndose en gotas mayores, que
pueden decantar por gravedad. El efecto del campo alternativo hace que las gotas se muevan (vibrando)
en fase con el campo, lo que favorece la coalescencia de las gotas.


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3. Dosificacin de Hidrxido de Sodio
La tercera etapa de acondicionamiento del crudo es la inyeccin de hidrxido de sodio, esta operacin a
diferencia de las dos anteriores no elimina los contaminantes, sino que se minimiza el efecto por
transformacin de sales menos perniciosas.
Al crudo efluente de los desaladores no se les elimina la totalidad de las sales ya que estos equipos
tienen una eficiencia de desalado media del 95 %, por tal motivo se les inyecta una solucin custica
para transformar los cloruros de calcio y magnesio en cloruros de sodio. El cloruro de sodio tiene una
constante de hidrlisis menor que las otras sales, por lo cual se minimiza la generacin de cloruro de
hidrogeno y por ende el ataque corrosivo a la unidad.
El gas cloruro de hidrogeno condensa en la zonas fras (parte superior) de la torre y en contacto con
agua se forma cido clorhdrico, el cual es altamente corrosivo, por tal motivo es fundamental que se
minimice la presencia o efectos del mismo.
El agregado de custico sustituye los cationes magnesio y calcio por sodio, convirtiendo la mayora de
los cloruros en cloruros de sodio, minimizndose la formacin del cido.
MgCl
2
+ H
2
O -------------- 2HCl + MgO
CaCl
2
+ H
2
O --------------2HCl + CaO
2NaCl + H
2
O -------------- 2HCl + 2NaO
Por cada molcula de sal de calcio o magnesio, se genera el doble de cido que en caso del cloruro de
sodio, por otra parte este ltimo comienza la hidrlisis en el umbral de los 300 C, mientras que a estas
temperaturas las otras dos han hidrolizado el 10% y 90 % respectivamente.
La sustitucin se lleva a cabo segn las siguientes reacciones:
NaOH+ NaCl------------- NaCl + Ca(OH)
2

NaOH+ MgCl
2
------------ NaCl + Mg(OH)
2
El control de la corrosin se complementa con el uso de productos qumicos, a base de aminas, que
permiten neutralizar el cido y formar films protectores en las paredes de los equipos.
Una vez eliminadas las impurezas del crudo, se contina precalentado y se lo enva a la torre preflash,
donde las condiciones termodinmicas son tales que el crudo vaporiza parcialmente.
La fraccin vaporizada se enva directamente a la columna fraccionadora, lo que permite disminuir la
carga a los hornos, disminuyendo el consumo de combustible, (condiciones tpicas, 200 C y 1.5 kg/cm2).
Una vez alcanzada la mxima recuperacin de calor, el crudo es bombeado al horno, donde se le
transfiere la energa necesaria para lograr la vaporizacin requerida, en la zona de alimentacin de la
torre fraccionadora. En esta columna se lleva a cabo el fraccionamiento de los hidrocarburos.
Condiciones tpicas de la zona de carga 370 C y 0.800 kg/cm2 de presin.

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DESCRIPCIN DE INSTALACIONES EXISTENTES
La torre atmosfrica existente es una columna de destilacin multibandejas que separa el crudo
desalado en numerosos cortes destilados cono nafta ligera, nafta pesada, kerosene / turbo A-1 y
diesel. Los fondos de la torre (crudo reducido) son alimentados a dos unidades de destilacin al vacio.
La capacidad actual de la unidad es de 62 MBPD.

DESCRIPCION DE INSTALACION AMPLIADA / MODERNIZADA.
La torre existente (atmosfrica) necesitara ser modificada para procesar una mayor carga de crudo (de
62000 a 95000 BPSD), mezcla de crudo producido en talara que constituye el 64 % del crudo
complementario, que es el Napo.


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Los estudios FED-2 sugieren las siguientes modificaciones que deben ser confirmadas y verificadas.

Aumento del dimetro del fondo de la torre.
La columna necesita ser descongestionada reemplazando los fondos de un dimetro de 5 pies con otro
de por lo menos 10 pies.
Reemplazo de bandejas en todas las secciones de la torre.
Los platos de burbujeo existentes en la seccin media de la torre necesitan ser reemplazados con platos
de vlvula.
Posibles necesidades de volver a especificar la metalurgia de los tubos de horno para el
procesamiento de crudos con alta acidez y alto azufre.
reas adicionales de intercambio de calor en las corrientes laterales para manejar los ms altos
regmenes de flujos.
Posible adicin de una torre preflash entre el horno y la torre UDP para separar el crudo reducido,
evitando la intervencin en el fondo de la torre y minimizando el tiempo de parada de la UDP.


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TECNOLOGAS

TECNOLOGA NO LICENCIADA
La Unidad de Destilacin Primaria contar con una fuente de tecnologa no licenciada.

TECNOLOGAS LICENCIADAS

DESTILACIN DE CRUDO - Foster Wheeler:

APLICACIN:
Separa y recupera las fracciones relativamente ms ligeras (por ejemplo, la nafta, querosene,
diesel, material para craqueado.) de una carga de petrleo crudo fresco.

El proceso de destilacin flash al vacio de los fondos de la destilacin de crudo produce un
mayor rendimiento de los lquidos destilados y un material residual pesado.

DESCRIPCIN:

La carga es precalentada (1), desalada (2) y dirigida a un tren de precalentamiento (3), donde se
recupera el calor del producto y los reflujos. El crudo tpico es calentado (4) la temperatura de
entrada es del orden de 550 F, mientras que la temperatura de salida es del orden de 675 F a
725 F. el efluente calentado entra entonces en una columna de destilacin de crudo (5) donde

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se extrae nafta ligera de la cabeza de la torre (6), nafta pesada, queroseno, diesel y material
para craqueado. El reflujo externo de la torre es proporcionado por una bomba (7-
10). El residuo atmosfrico se carga a un horno (11), donde la temperatura de salida tpica es
del orden de 725 F a 775 F., a la salida del horno, la corriente se introduce en una torre de
vaco (12), donde se condensa el destilado en dos secciones y se retira como dos flujos
laterales. Los dos flujos laterales se combinan para formar materia prima craqueada. El material
base de asfalto se bombea desde el fondo de la torre. Dos corrientes que circulan por
reflujo sirven como medio de eliminacin del calor de la torre.

Economa:

Inversin (base: 100,000-50,000 bpsd, 2nd Q. 2005, US Gulf),
$ por bpsd 900-1400
Necesidades de servicios, tpica por alimento fresco bbl
Vapor de agua, lb 24
Combustible (liberados), 10
3
Btu 80-120
Energa, kWh 0.6
Agua, la refrigeracin, gal 300-400

Instalacin: Foster Wheeler ha diseado y construido unidades de crudo con una
capacidad total de crudo de ms de 15 MM BDP.

Licenciante: Foster Wheeler.

DESTILACIN DE CRUDO. - Technip:

Aplicacin: El proceso de destilacin D2000 es progresivo para minimizar el consumo total de
energa necesaria para separar los crudos o condensados en los cortes de hidrocarburos, cuyo
nmero y propiedades han sido optimizados para encajar con sofisticados esquemas
de refinanciamiento de Ning y las futuras regulaciones.

Productos: Este proceso es especialmente adecuado cuando se van a producir ms de
dos cortes de nafta. Normalmente, el proceso ha sido optimizado para producir tres o
ms cortes de nafta, uno o dos cortes queroseno, dos cortes atmosfricos de gasleo, dos
cortes de destilados al vaco, y un residuo de vaco.


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DESCRIPCIN

El crudo es precalentado y desalado (1). Se alimenta a una primera torre de hervido en seco
antes de la flash (2) y luego a una torre hmeda pre-flash (3). Los productos de cabeza de las
dos torres son fraccionados como se requiere en una planta de gas y en torres
de rectificacin (4).

El crudo generalmente reducido en 2/3 del corte total de la nafta se calienta en un horno
convencional y va a la columna de relleno convencional (5). Si es necesario el crudo reducido se
fracciona en una columna de vaco diseada para el fraccionamiento de gasleos, obteniendo
ambos destilados de vaco (6) y un residuo de vaco, lo que podra ser tambin un asfalto de
carreteras.

El uso extensivo de la tecnologa Pinch minimiza el calor suministrado por radiadores y
removido por enfriadores de aire y agua.

Este proceso es especialmente adecuado para una gran capacidad de crudo de 150.000 a
250.000 bpsd.


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Tambin est disponible para los condensados y los crudos ligeros de destilacin progresiva con
un esquema con ligeras modificaciones.
Economa:

Inversin (base: 230.000 bpsd, US Gulf), incluyendo la destilacin
atmosfrica y al vacio, planta de gas y una torre de rectificacin.
$ por bpsd 750-950
Necesidades de servicios, tpicas por barril de crudo
Vapor de agua, lb 24
Combustible (liberados), 10
3
BTU 50-65
Energa, kWh 0.9-1.2
Agua, la refrigeracin, gal 50-100

Instalacin: Technip ha diseado y construido una unidad de crudo y una unidad de
condensacin con el concepto D2000. El ltimo proyecto de modernizacin, actualmente en
operacin muestra un aumento de la capacidad con respecto a las existentes unidades de
crudo, de 30%, sin adicin de calentador u horno.

Licenciante: TOTAL y Technip.
Para el desarrollo del presente trabajo se utilizara la tecnologa licenciada de Foster Wheeler
por ser la que se adecua a lo descrito en el proyecto de modernizacin de la refinera de talara.


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DIAGRAMAS DE PROCESO

DI AGRAMA DE BLOQUES

DI AGRAMA DE FLUJO DE PROCESOS (PFD)
CONDICIONES DEL PROCESO
TABLAS DE DATOS Y RESULTADOS

COMPONENTES DE LA UDP:

TABLA N1: PORCENTAJE EN VOLUMEN Y BPDO

CORRIENTES COMPONENTES BPDO ESTANDAR % VOLUMEN BPDO
CORRIENTES DE
ENTRADA
GASES LIGEROS 111.60 0.1 111
NAFTA LIGERA 13704 14.4 13661
NAFTA PESADA 2500 2.6 2492
JET FUEL A-1 7020 7.4 6998
DIESEL 19911 20.9 19849
CRUDO REDUCIDO 51958 54.5 51797
TOTAL PROD. 95204.6 99.9 94909
CORRIENTE DE
SALIDA CRUDO CARGA 95296 100.0 95000
PRDIDAS 0.1 91

TABLA N2: GRAVEDAD ESPECFICA Y FLUJOS MSICOS

CORRIENTES COMPONENTES GE LB/BL KLB/H
CORRIENTES DE
ENTRADA
GASES LIGEROS 0.986 345.4 1.6
NAFTA LIGERA 0.739 258.9 147.4
NAFTA PESADA 0.798 279.4 29.0
JET FUEL A-1 0.820 287.1 83.7
DIESEL 0.871 305.1 252.3
CRUDO REDUCIDO 0.989 346.4 747.5
TOTAL PROD.

1261.5
CORRIENTE DE SALIDA CRUDO CARGA 0.910 318.7 1261.5
PRDIDAS 0.0

TABLA N4: EQUI POS DE LA UDP

EQUIPO CANTIDAD DE EQUIPOS
Bomba 6
Intercambiador de calor 7
Condensador (Air cooler) 1
Horno 1
Platos 40
Torre 1
Tanques 2
Desalador 1

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INDICADORES ECONMICOS:

TABLA N3: CHEMICAL ENGINEERING PLANT COST INDEX

CEPCI (2001) 397
CEPCI (2011) 568

TABLA N4: Determinacin del Cp(2001) y Cp(2011)

EQUIPO
CANTIDAD DE
EQUIPOS
K
1
K
2
K
3
A(m
2
) LOG(Cp)
Cp(2001),
$
Cp(2011),
$
Bomba 6 3.3892 0.0536 0.1538 150 4.2341 17145 24530
Intercambiador
de calor
7 3.7803 0.8569 0.0349 15 4.8364 68607 98158
Condensador
(Air cooler)
1 4.0336 0.2341 0.0497 5005 5.5798 380018 543704
Horno 1 3.068 0.6597 0.0194 5000 5.7736 593812 849584
Platos 40 2.9949 0.4465 0.3961 7.0686 3.6599 4569 6538
Torre 1 3.4974 0.4485 0.1074 212.1 5.1222 132491 189559
Tanques 2 4.8509 -0.3973 0.1445 1000 4.9595 91096 130334
Desalador 1 3.6298 -0.4991 0.0411 200 2.6990 500 715

TABLA N5: Determinacin del Fp

EQUIPO
CANTIDAD DE
EQUIPOS
C
1
C
2
C
3

Presin
(barg)
LOG(Fp) Fp
Bomba 6 -0.3935 0.3957 -0.0023 15 0.0688 1.1715
Intercambiador de calor 7 0.6072 -0.912 0.3327 70 0.0571 1.1405
Condensador (Air
cooler)
1 0 0 0 5 0.0000 1.0000
Horno 1
Platos 40
Torre 1 6.4700
Tanques 2
Desalador 1


21

TABLA N6: Determinacin del F
BM
, C
BM
/#uni dad ,C
BM
Total y el Grassroots cost

EQUIPO
CANTIDAD DE
EQUIPOS
B
1
B
2
F
M
F
BM

C
BM
/#
unid.
C
BM

TOTAL
Bomba 6 1.89 1.35 2.20 5.37 131712 790273
Intercambiador de calor 7 1.74 1.55 2.80 6.69 656668 4596677
Condensador 1 0.96 1.21 3.00 4.59 2495599 2495599
Horno 1

2.80 2378836 2378836
Platos 40 1.83 11964 478553
Torre 1 2.25 1.82 3.11 38.87 7368454 7368454
Tanques 2 7.10 925372 1850743
Desalador 1

2.86 2046 2046
TOTAL 13970651 19961181
Grassroots cost :

CGR(US$) 33534784

TABLA N7: COSTO DE MANO DE OBRA DIRECTA (MOD)
EQUIPO
CANTIDAD
DE
EQUIPOS
*NUMERO DE
OPERADORES
POR UNIDAD Y
POR TURNO
**TOTAL DE
OPERADORES
POR TURNO

Bomba 6 0 0
Intercambiador de calor 7 0.05 0.35
Condensador (Air cooler) 1 0.2 0.2
horno 1 0.3 0.3
platos 40 0 0
torre 1 0.6 0.6
tanques 2 0 0
agotadores 3 0 0
desalador 1 0.1 0.1

1.55
Operadores por turno de 8 horas 2
Operador por da

6
Operador de relevo (20%) 1.2
Total de operador

7.2
7
Costo de operador por mes

$ 500
Remuneracin mensual $ 3500
Numero de remuneracin por ao

14
Remuneracin anual $ 49000
* Serie: Economa Aplicada a la Ingeniera de Procesos (Parte I)-Estimacin Costo del Proyecto. Jos Porlles L. Pgina 3
Cuadro N2: Necesidades Mano de Obra Directa.**Cuadro N3:Resultados de estimacin de la MOD.


22

TABLA N 8: PRECIOS DE PRODUCTOS

Producto *costos(CRC)/L COSTO($)/L COSTO($)/BL
GASES LIGEROS 0 0 0.0
NAFTA LIGERA 453 0.892 141.9
NAFTA PESADA 545 1.074 170.7
JET FUEL A-1 600 1.182 187.9
DIESEL 617 1.216 193.3
CRUDO REDUCIDO 500 0.985 156.6
*FUENTE: DSE, informacin Gaceta #74 del 15-04-2011, y el Dpto de Relaciones Comerciales de RECOPE.

TABLA N 9: PLAN DE VENTAS

Producto Porcentaje (%) BPDO M$/da MM$/ao MM$/ao
GASES LIGEROS 0.1 111 0 0 0
NAFTA LIGERA 14.4 13661 1939 698 698
NAFTA PESADA 2.6 2492 425 153 153
JET FUEL A-1 7.4 6998 1315 473 473
DIESEL 20.9 19849 3836 1381 1381
CRUDO REDUCIDO 54.5 51797 8112 2920 2920
TOTAL 99.9 95000 15628 5626 5626
venta/carga de petrleo ($/BPDO) 165

0.0592213

TABLA N 10: PERFIL DE INVERSIONES

MM $ Valor de IF en Per
Cgr 34 45.9

TABLA N11: INVERSION FIJA (IF)

1. Costo de Planta (MM$)
32
Planta de Procesos 23
Planta de Servicios 7
Terreno y 2
32
2. Edificaciones (MM$) 5
3. Gasto pre operativo (intangibles) (MM$) 9
14
Total (MM$) 46


23

TABLA N12 : INVERSION FIJA DESPRECIABLE (IFD)
Planta de Procesos 23
Planta de Servicios 7
Edificaciones 5
Total (MM$) 34
h (para plantas ) 10

DEPRECIACION (MM$/ao) 3

TABLA N 13: COMPUTO DE CVU
Insumos Unidad
Consumo/BPD de
petroleo
Precios $/BPD de
petroleo
CVU $/BPDO
petroleo
Costo de fabricacion
Petroleo BPD 1.00 0 0
Energia electrica KW-h 0 0 5
Agua de proceso 0 0 10
Otros 0
Sub-total 15
Gastos administrativos 0
Gastos de venta 5 %de las ventas 0
TOTAL CVU 15

TABLA N14 : COMPUTO DE COSTOS FIJOS
Detalles
Miles
$/me
s
MM$
/Ao
Costo de Manufactura
Mano de Obra Directa 14 sueldos al ao 4 0.05
Gastos Indirectos de Fabricacin
Mano de Obra Indirecta 20 % MOD 1 0.01
Supervisin Directa 20 %(MOD+MOI) 1 0.01
Suministros 1 %Costo de Planta 0.32
Mantenimiento y Reparacin 6 %Costo de Planta 1.38
Control de Calidad 15 % MOD 0.01
Depreciacin 10 %IFD 3.44
Seguro de Fabrica 3 %IFD 0.00
Gastos Generales de Planta 0.5 %IFD 0.05
Sub Total Costo Manufactura Fijos

5.3
Gastos Administrativos
14 meses
16 0.2
15
%(MOD+MOI+
Supervision+ Mantenimiento)
Gastos de Ventas

0.0
Total Costos Fijos

5.5
Total Costos Fijos Desembolsables (sin depreciacion) 2.0

24

CLCULOS

I . BALANCE DE MATERI A

Ej empl o de cl cul o para Gases l i geros (GL).

Determinando:

1. Volumen:
V
GL
= 95000 BPDOx0.1%
V
GL
= 111 BPDO

2. Peso especfico:

Dato: API = 12
Reemplazando en la siguiente ecuacin:

Peso especfico = 0.986
3. Densidad [libras / barril (LB/BL)]:

4. Flujo msico:

= 1600.9 LB/h

De la misma manera se obtienen los flujos para cada componente. Ver Tabla N1 Y N2.

GASES LIGEROS 0.1%, 111 BPDO

NAFTA LIGERA 14.4%, 13661 BPDO
CRUDO

NAFTA PESADA 2.6%, 2492 BPDO
9500 BPDO

DIESEL 20.9%, 19849 BPDO

JET FUEL A-1 7.4%, 6998 BPDO

CRUDO REDUCIDO

54.5%, 51797 BPDO


25

II. CLCULO DE C
BM

BOMBA:
Datos: A=150m
2
P= 15 bar
1. Clculo de
:
Sea la ecuacin (A.1) del Apndice del libro de Turton, pgina 924:

()
[]
(1)

De tabla A1, pg. 927, libro Turton se tiene:

K1=
K2=
K3=

Reemplazando datos en la ecuacin (1):

Al ao 2001:

Al ao 2011:
De la ecuacin (7.4) del libro de Turton, pgina 186, se tiene:
Cp(2011) / 568 = C
p
(2001) / 397

Cp(2011)= $ 24530

2. Clculo de Fp:
De la ecuacin (A.3) del Apndice, del libro de Turton, pgina 186, se tiene:

[]
...(2) 10< P=15bar <100

De tabla A.2 pg. 943 del mismo libro, se tiene:
C
1
= -0.3935
C
2
= 0.3957
C
3
=-0.00226



26

3. Clculo de F
M
:

De tabla A3 pg. 947 : N de identificacin es 39
Con ello en Fig. A18: F
M =
2.20

4. Clculo de C
BM
:

De la ecuacin (A.4) del libro de Turton, pgina 945, se tiene:

C
BM
=
) (
)].(3)
De tabla A.4 pg. 948:
B1 =1.89 y B2=1.35


C
BM
= [ ()()]
C
BM
= 131712

Para 6 BOMBAS:
C
BM
= $131712 x 6= $ 790 273

INTERCAMBIADOR DE CALOR (heat exchanger)

1. Clculo de
() []
.(4)

De tabla A1 pg. 927:

K1=
K2=
K3=

Reemplazando datos en la ecuacin (4) se tiene:

Al ao 2001:

Al ao 2011:
Cp(2011) / 568 = C
p
(2001) / 397

Cp(2011) = $ 98158


27

Para los otros equipos se calcula el
de la misma manera. Ver Tabla N4.

2. Clculo de Fp:

[]
..(5) 40< P=70bar <100

De tabla A2 pg. 942:
C
1
= 0.6072
C
2
= -0.9120
C
3
=0.3327


Para los otros equipos se calcula el Fp de la misma manera. Ver Tabla N 5

3. Clculo de F
M
:

De tabla A3 pg. 947 : N de identificacin es 5
Con ello en Fig. A18: F
M =
2.80

Para los otros equipos se calcula el F
M
de la misma manera. Ver Tabla N 6.

4. Clculo de C
BM
:

C
BM
=
) (
)](6)

De tabla A.4 pg. 948:
B1 =1.74 y B2=1.55


C
BM
= [ ()()]
C
BM
= 656668

Para 7 INTERCAMBIADORES:
C
BM
=656668 x 7= $4 596 677

De la misma manera se obtienen los resultados para los dems equipos.Los datos obtenidos se
muestran en la TABLA N 6 .

28

III. CLCULO DEL GRASSROOTS COST

De la ecuacin (7.16) del libro de Turton, pgina 211, se tiene:

C
GR
= C
TM
+ 0.50
= 1.68

En la tabla N6 se muestra la suma total del
calculado y en esta misma tabla se muestra el C

GR.

IV. CLCULO DEL MOD (MANO DE OBRA DIRECTA)

D e la tabla N 7.

COSTO POR OPERARIO:

Operadores por turno de 8h 2.00
Operadores por da (2x3) 6.00
Operadores relevo (20% ms) 1.20
Total operadores 7.20
Total 7.00

COSTO DE 7 OPERADORES POR UN AO

Costo x Operador ($ / mes) 500
Remuneracin mensual ($) 3500
N Remuneraciones x 1 ao ($) 14
Remuneracin anual ($) 49000

El nmero de operadores requeridos por turno para esta unidad de proceso es de 2
Entonces, en esta unidad de operacin continua se determina que se requiere
7 operadores / ao.
Luego:
MOD = 7 operadores/ ao
Costo de MOD = (7 operadores)x ($ 500 / mes)x(14 meses)= $ 49000 /ao

ao operadores
semanas
ao
x
dias
semana
x
ao
dias
x
dia
turnos
turno
operadores
/ 5 . 4
48
1
5
1
1
365 3


29

V. CLCULO DE PRECIOS DE PRODUCTOS Y PLAN DE VENTAS

Ej empl o para Naf ta Li gera:

Cost o /L

Cost o en col ones ( CRC) =453/L

Cost o en dl ar es = 453CRCx

= $ 0. 892/L

Costo ($)/Barri l :

=

Nafta Li gera: 13661 BPDO

Cost o ( $M/d a) = [Costo ($)/Barri l ]x(13661 BPDO)
Cost o ( $M/d a) =$141. 9x13661/1000
Cost o ( $M/d a) =1939

Cost o ( $MM/ao) = Cost o ( $M/d a) x360/1000
Cost o ( $MM/ao) =1939x360/1000
Cost o ( $MM/ao) =698


30

CONCLUSIONES

Segn el PMRT la torre existente (atmosfrica) necesitara ser modificada para procesar una mayor
carga de crudo (de 62000 a 95000 BPSD).

El principio fsico en el que se basa el proceso es la diferencia de volatilidad de los componentes, por
tal motivo en las columnas fraccionadoras se adecuan las condiciones termodinmicas para obtener o
"condensar" los combustibles perfectamente especificados.

Se apl i car l a tcni ca Cost Modul ar (Bare Modul e Cost BMC) consi gnado en el l i bro
de Turton.

La UDP contar con una fuente de tecnologa no licenciada, caso contrario es posible la aplicacin de
Tecnologas Licenciadas - Foster Wheeler (inversin base: 100,000-50,000 bpsd, 2nd Q. 2005, US Gulf),
y Technip (Inversin base: 230.000 bpsd, US Gulf, incluyendo la destilacin atmosfrica y al vaco,
planta de gas y una torre de rectificacin).

Se obtuvieron los siguientes componentes en la UDP: crudo (alimentacin) 95000BPDO, Gases ligeros
111 BPDO, Nafta ligera 13661 BPDO, Nafta pesada 2492 BPDO, Jet Fuel A-1 6998 BPDO, Diesel 19849
BDPO y crudo reducido 51797 BDPO.

El Grassroots cost calculado fue de US$33534784.

El Costo de Mano de Obra Directa (MOD) calculado fue de $ 49000, con respecto a 2 operadores por
turno de 8 horas, 6 operadores por da, un costo de operador por mes de $500, remuneracin
mensual de $ 3500 y 14 remuneraciones por ao.

La I nversi n Fi j a (I F) segn: El Costo de Pl anta MM$32, Edi fi caci ones MM$5 y Gasto
pre operati vo(i ntangi bl es)MM$9, resul t un total de MM$ 46.

La Inversin Fija Despreciable (IFD) segn: Planta de Procesos MM$23, Planta de Servicios MM$ 7 y
Edificaciones MM$ 5, result un total de MM$ 34. Para 10horas de Planta y una Depreciacin de
MM$/ao 3.

El Costo Variable Unitario (CVU) segn: Costo de Fabricacin Total CVU $/BPDO petrleo 15, Gastos
Administrativos y Gastos de Ventas $/BPDO petrleo 0, result un total de CVU $/BPDO petrleo 15.

Costos Fijos segn: Costo de Manufactura MM$ 0.05, ms Gastos indirectos de Fabricacin
MM$/AO 5.3, Gastos Administrativos MM$/AO 0.2, result un total de MM$/AO 5.5 y como
Gasto Fijos Desembolsables (sin depreciacin) MM$/AO 2.


31

BIBLIOGRAFA

Marcel-Dekker, ENCICLOPEDIA DE PROCESAMIENTO DE PRODUCTOS QUMICOS Y DISEO, 1997,
Pgs 230 a 249.

Petroper S.A, ESPECIFICACIONES GENERALES DE LOS TRABAJOS A REALIZAR(MJS) CONTRATISTA
FEEP EPC, 2009,Volumen 2.

Lopez Saavedra, Rita. GERENCIA DE OPERACIONES-INDUSTRIA DEL PETRLEO.PETROPER,2007.Pg.
51-59.

Turton,Bailie y Whiting , ANALISYS, SYNTHESIS, AND DESIGN OF CHEMICAL PROCESS.Prentice Hall,
Third Edition,2009,Captulo 1,7 y Apndice.

Web:
http://www.petroperu.com


32

APENDICE
1. GRAVEDAD API
La gravedad API, de sus siglas en ingls American Petroleum Institute, es una medida de densidad que
describe cun pesado o liviano es el petrleo comparndolo con el agua. Si los grados API son mayores a
10, es ms liviano que el agua, y por lo tanto flotara en sta. La gravedad API es tambin usada para
comparar densidades de fracciones extradas del petrleo.

TABLA A.1: Gravedad API de los componentes de la Unidad de Destilacin Primaria.
COMPONENTES API
GASES LIGEROS 12
NAFTA LIGERA 59.9
NAFTA PESADA 45.9
JET FUEL A-1 41.1
DIESEL 31.0
CRUDO REDUCIDO 11.58
CRUDO CARGA 24.0

2. TIPO DE CAMBIO, usado en la tabla N8 PRECIOS DE PRODUCTOS.

1,00 CRC
=
0.00197006
Costa Rica colones
Estados Unidos
dlares

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(Universidad del Per, Decana de Amrica)

...(2) 10< P=15bar <100

de la misma manera. Ver Tabla N4.

..(5) 40< P=70bar <100

calculado y en esta misma tabla se muestra el C

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