Proyecto Fin de Carrera Ingeniería...

Aplicación de análisis de riesgos y operatibilidad HAZOP sobre planta de hidrocarbonilación de dimetiléter a

media presión

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Proyecto Fin de Carrera

Ingeniería Química

Aplicación de análisis de riesgos y operatibilidad

HAZOP sobre planta de hidrocarbonilación de

dimetiléter a media presión

Autor: Mª de los Ángeles González Villarreal

Tutor: Fernando Vidal Barrero

Dep. Ingeniería Química y Ambiental

Escuela Técnica Superior de Ingeniería

Universidad de Sevilla

Sevilla, 2017

Proyecto Fin de Carrera

Ingeniería Química

Aplicación de análisis de riesgos y operatibilidad

HAZOP sobre planta de hidrocarbonilación de

dimetiléter a media presión

Autor:

Mª de los Ángeles González Villarreal

Tutor:

Fernando Vidal Barrero

Profesor titular

Dep. Ingeniería Química y Ambiental

Escuela Técnica Superior de Ingeniería

Universidad de Sevilla

Sevilla, 2017

Proyecto Fin de Carrera: Aplicación de análisis de riesgos y operatibilidad HAZOP sobre planta de

hidrocarbonilación de dimetiléter a media presión

Autor: Mª de los Ángeles González Villarreal

Tutor: Fernando Vidal Barrero

El tribunal nombrado para juzgar el Proyecto arriba indicado, compuesto por los siguientes miembros:

Presidente:

Vocales:

Secretario:

Acuerdan otorgarle la calificación de:

Sevilla, 2017

El Secretario del Tribunal

A mi familia

A mis maestros

Agradecimientos

En primer lugar, quería agradecer su entrega y disposición con respecto a este proyecto a mi Profesor y

Tutor Fernando Vidal. Por apoyar mi idea desde el primer momento en el que la expuse, su apoyo y guía en

este tiempo ha sido clave. A Miguel Ángel, gran compañero, el cual ha prestado sus conocimientos y sabiduría

acerca de la instalación en todo momento en el que lo he necesitado y con gran celeridad. A ambos mi gran

gratitud y reconocimiento.

A mis padres, Pepe y Manoli, han conseguido inculcar a sus niñas el poder de sacrificio, tesón y pasión

en todo lo que nos proponemos. Por su esfuerzo, por las faciliadades que me han dado y por su apoyo

incondicional. A mis hermanas y compañera de horas de estudio, Salomé, Manoli y Maya; por tantos

momentos buenos y menos buenos. Todo ha sido más fácil teniéndolas a mi lado. A Jose, mi novio, paciente

y comprensivo como ningún otro, me ha animado y compartido mis mayores logros. Siempre ha estado ahí.

A mis niñas, Lidia, Luisa, Cristina, Mª de la O, Julia; llegasteis a mi vida para quedaros en el momento en

el que tenía perdido parte de mí, y supisteis alzarme al vuelo de nuevo. Compañeras de muy buenos

momentos, y no tan buenos, confidentes y pilar máximo en la Escuela y ya fuera de ella.

A mis amigos y compañeros Cristobal, Samira, Chary, Ana Mª, Asun, Javi, Alberto, Isa, Nuria, Dani,

Pipe,…, gracias a todos por formar parte de mi historia y haber compartido conmigo tantos buenos momentos.

Al resto, deciros que gracias, porque de todo se aprende, hasta de aquellos que simplemente pasan por tu vida

y te dan una lección.

A todos vosotros tengo una parte reservada en mi corazón.

Mª Ángeles

Resumen

El desarrollo tecnológico experimentado por la industria química ha llevado consigo la aparición de

nuevos riesgos que dan lugar a accidentes. La seguridad industrial, ha dado lugar a que el análisis de

riesgos sea un proceso más de mejora de las plantas químicas. Estos análisis de riesgos están enfocados al

análisis y prevención de accidentes graves, así como al control de las consecuencias sobre las personas y

sobre las instalaciones externas e internas de la planta, teniendo en cuenta a su vez su efecto sobre el

medio ambiente.

En este proyecto se ha realizado un análisis de riesgos y operatibilidad, denominado HAZOP, sobre

una planta a escala piloto de hidrocarbonilación de dimetiléter, situada en el laboratorio L5-PB de la

Escuela Técnica Superior de Ingenieros de la Universidad de Sevilla. Se ha realizado haciendo especial

hincapié en las desviaciones de las variables de proceso teniendo en cuenta las posibles causas y

consecuencias. Además se han propuestos las medidas necesarias para evitar dichas desviaciones.

Previo al desarrollo del método de análisis, se ha realizado una memoria introductoria en relación al

riesgo y análisis del mismo, se ha descrito la instalación, así como los modos de operación posibles.

Las mejoras propuestas quedan a disposición de quien tenga la autoridad de decidir su viabilidad

económica y de operación para implantarlas en la instalación.

Abstract

The technological development experienced by the chemical industry has led to the emergence of new

risks that lead to accidents. Ensuring industrial safety as much as possible has led to risk analysis being a

further process of improvement of chemical plants. These risk analyzes are focused on the analysis and

prevention of major accidents, as well as the control of the consequences on the people or on the external and

internal facilities of the plant, taking into account its effect on the environment.

In this project a risk and operability analysis, called HAZOP, has been carried out on a pilot plant for

hydrocarbonylation of dimethyl ether, located in the laboratory L5-PB at Escuela Técnica Superior de

Ingenieros in Seville. It has been done with special emphasis on the deviations of the process variables taking

into account the possible causes, consequences. In addition, the necessary measures have been proposed to

avoid deviations.

Prior to the development of the method of analysis, an introductory report has been made regarding the

risk and analysis of the same, the plant has been described, as well as the possible modes of operation.

The proposed improvements are available to those who have the authority to decide their economic

viability and operation to implement them in the plant.

Índice

Agradecimientos ix

Resumen xi

Abstract xiii

Índice xv

1 Introducción 1 1.1 La seguridad industrial 1

1.1.1 Introducción y marco legal 1 1.1.2 El riesgo 2 1.1.3 Análisis de riesgos 3

1.2 Análisis de peligros y operatibilidad: HAZOP 10 1.2.1 Descripción y objetivo del método 10 1.2.2 Metodología del análisis 10 1.2.3 Organización del estudio 14 1.2.4 Requisitos y limitaciones 14 1.2.5 Resultados y aplicabilidad 15 1.2.6 Aplicación a secuencias de operaciones y procesos discontinuos 15 1.2.7 Informe final 16

2 Memoria Justificativa 17 2.1 Objetivos del proyecto 17 2.2 Alcance del proyecto 17

3 Memoria Descriptiva 19 3.1 Introducción 19 3.2 Descripción del proceso 20

3.2.1 Diagrama P&ID del proceso 20 3.2.2 Propiedades de compuestos químicos que intervienen en el proceso 23 3.2.3 Descripción de equipos 24 3.2.4 Condiciones de operación. Modos de operación en la instalación 37

4 Memoria De Cálculo 43 4.1 Selección de nodos de estudio 43 4.2 Aplicación del método a los nodos 43

4.2.1 Aplicación del método al Nodo 1: CENTRAL DE GASES 43 4.2.2 Aplicación del método al Nodo 2: LÍNEAS DE SUMINISTRO DE GASES AL PROCESO 52 4.2.3 Aplicación del método al Nodo 3: SUMINISTRO DME LÍQUIDO 62 4.2.4 Aplicación del método al Nodo 4: SUMINISTRO DE COMPUESTOS LÍQUIDOS 70 4.2.5 Aplicación del método al Nodo 5: PRECALENTADOR 76 4.2.6 Aplicación del método al Nodo 6: REACTOR 1 Y HORNO 1 82 4.2.7 Aplicación del método al Nodo 7: REACTOR 2 Y HORNO 2 87 4.2.8 Aplicación del método al Nodo 8: LAZO DE CONTROL DE PRESIÓN 92 4.2.9 Aplicación del método al Nodo 9: MANTAS ELÉCTRICAS 94

xvi

5 Resultados 97 5.1 Tablas HAZOP de resultados 97

5.1.1 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 1: CENTRAL DE GASES 97 5.1.2 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 2: SUMINISTRO DE GASES AL PROCESO 98 5.1.3 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 3: LÍNEA DE SUMINISTRO DE DME LÍQUIDO 99 5.1.4 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 4: LÍNEA COMPUESTOS LÍQUIDOS 100 5.1.5 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 5: PRECALENTADOR 101 5.1.6 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 6: REACTOR 1 Y HORNO 1 103 5.1.7 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 7: REACTOR 2 Y HORNO 2 105 5.1.8 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 8: LAZO CONTROL PRESIÓN 107 5.1.9 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 9: MANTAS ELÉCTRICAS 108

5.2 P&ID de las medidas aplicadas al nodos 1 de la instalación 109 5.3 P&ID de las medidas aplicadas a los nodos 2, 3 y 4 de la instalación 110 5.4 P&ID de las medidas aplicadas a los nodos 5,6,7,8 y 9 de la instalación 111

ANEXO 1 Caseta de gases y botellas de gas: Estudio de normativa aplicable 113

ANEXO 2 Efectos de fugas de gases inflamables 119

ANEXO 3 Riesgos y recomendaciones en instalaciones de hidrogeno 123

Bibliografía 125


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1

1 INTRODUCCIÓN

1.1 La seguridad industrial

1.1.1 Introducción y marco legal

El desarrollo tecnológico experimentado por los países industrializados ha dado lugar a una considerable

mejora en el nivel de vida. Sin embargo, el incremento de instalaciones industriales ha implicado a su vez la

aparición de nuevos riesgos, que pueden originar accidentes graves con un fuerte impacto sobre la población y

sobre el entorno. Esta situación supone la necesidad de reducir estos riesgos hasta un nivel tolerable,

compatible con los objetivos de desarrollo sostenible deseados.

Estos riesgos se han puesto de actualidad en los últimos tiempos, a cauda de algunos accidentes con

graves consecuencias. Concretamente, en la década de los ochenta, se registraron tres de los accidentes más

graves de la historia: Sao Paulo (rotura de una conducción de gasolina, 800 muertos), Ciudad de México

(explosión e incendio de un parque de almacenamiento de GLP, 450 muertos) y Bhopal (escape de gas con

formación de nube tóxica, 3000 muertos).(Casal, Montiel, Planas, Vílchez, 1999).

Realizando un análisis histórico general de los accidentes en la industria química, se tiene que casi la

totalidad de los accidentes ocurridos corresponden a los últimos 50 años. Este hecho puede atribuirse tanto a

un mayor acceso a la información de los accidentes, como al desarrollo de la actividad industrial en muchos

países y el consiguiente incremento del transporte de productos peligrosos. Cabe destacar que la contribución

más importante se corresponde a los accidentes ocurridos en el transporte, plantas de proceso, instalaciones de

almacenamiento de líquido/gas, y en operaciones de carga y descarga.

Este análisis pone de manifiesto la necesidad de mejorar la seguridad y reducir el riesgo de los accidentes.

Esta necesidad ha provocado diversos cambios en la legislación, el más importante de los cuales es la llamada

Directriz Seveso (Directiva 82/501/CEE), sobre prevención de accidentes mayores en determinadas

actividades industriales, de aplicación en los países de la Comunidad Europea. Esta directiva se ha implantado

en el Estado Español mediante el Real Decreto 886/1988 (BOE del 5 de Agosto de 1988) sobre prevención de

accidentes mayores en determinadas actividades industriales.

Éste es sin duda el esfuerzo legislativo más importante realizado en la mayoría de los países de la Unión

Europea para afrontar los riesgos mayores, y ha significado un avance importante tanto en la metodología

como en la filosofía con que se trata el problema del riesgo tecnológico. La directiva Seveso no incluye ningún

valor concreto para el riesgo tolerable, sino que establece un marco legal para facilitar a la administración el

control del riesgo originado por las instalaciones industriales; contempla la utilización de un conjunto de

técnicas de evaluación agrupadas en torno al llamado "análisis de riesgos", y llega incluso a considerar en

determinados casos la aplicación de la estimación de la frecuencia probable del accidente. En conjunto, es un

buen instrumento que, bien utilizado, representa un importante paso adelante en la obligada tarea de controlar

el riesgo.

Con respecto al Real Decreto 886/1988, de 15 de julio, fue modificado por el Real Decreto 952/1990, de

29 de Julio. Dicho Decreto incorporó a nuestro ordenamiento jurídico las modificaciones de la Directiva

Seveso I: Directivas 87/216/CEE y 88/610/CEE, de 19 de marzo y de 24 de noviembre, respectivamente.

Asimismo, en cumplimiento de la Ley 2/1985, de 21 de enero, de Protección Civil, y del Real Decreto

407/1992, de 24 de abril, por el que se aprueba la norma básica de Protección Civil, en la que se recogen las

directrices esenciales para la elaboración de los planes especiales para hacer frente a riesgos específicos, como

es el caso del riesgo químico, se adoptó por el Consejo de Ministros, en su reunión del día 23 de noviembre de

1990, previo informe de la Comisión Nacional de Protección Civil, el Acuerdo por el que se aprueba la

Directriz básica para la elaboración y homologación de los planes especiales del sector químico.

Tras más de diez años de experiencia en la aplicación de la Directiva 82/501/CEE, y tras el análisis de

Introducción

2

cerca de 130 accidentes que tuvieron lugar durante ese período de tiempo en la Unión Europea, la Comisión

Europea consideró conveniente realizar una revisión fundamental de la Directiva, que contemplara la

ampliación de su ámbito y la inclusión de algunos aspectos ausentes en la Directiva original, que mejoraran la

gestión de los riesgos y de los accidentes. Ello ha conducido a la aprobación de la Directiva 96/82/CE, del

Consejo, de 9 de diciembre, relativa al control de los riesgos inherentes a los accidentes graves en los que

intervengan sustancias peligrosas, que tiene como objetivo la obtención de un alto nivel de protección para las

personas, los bienes y el medio ambiente ante accidentes graves, mediante medidas orientadas tanto a su

prevención como a la limitación de sus consecuencias y que, entre otras novedades, plantea la necesidad de

tener en cuenta la ubicación de las instalaciones en la planificación urbanística.

El Real Decreto 1254/1999 de 16-7-1999, sobre Medidas de control de los riesgos inherentes a los

accidentes graves en los que intervengan sustancias peligrosas incorpora a la legislación española la Directiva

96/82/CE, denominada popularmente SEVESO II y amplía las empresas obligadas y las imposiciones a éstas

en relación a la prevención de accidentes mayores en las empresas sobre las recogidas en el RD 886/1988 y

RD 952/1990 (Seveso I). En general, se puede afirmar que el RD 1254/1999 amplia obligaciones propias,

hasta ahora del sector químico, a instalaciones de otros sectores de actividad que también utilizan en sus

procesos sustancias peligrosas. En este contexto, se hacía también necesaria la adecuación de la directriz

básica a las disposiciones de la Norma básica de protección civil. Para ello se aprueba el RD 1196/2003, de 19

de septiembre, por el que se aprueba la Directriz básica de protección civil para el control y planificación ante

el riesgo de accidentes graves en los que intervienen sustancias peligrosas.

Recientemente se ha considerado conveniente la ampliación del ámbito de aplicación, de acuerdo con las

lecciones aprendidas de algunos accidentes industriales recientes y los estudios sobre carcinógenos y

sustancias peligrosas: el vertido de cianuro que contaminó el Danubio tras el accidente de Baia Mare en

Rumania, en enero de 2000; el accidente pirotécnico de Enschede, en Holanda, ocurrido en mayo de 2000; la

explosión que tuvo lugar en una fábrica de fertilizantes de Toulouse, Francia, en septiembre de 2001; la

ampliación de la lista de carcinógenos con cantidades umbral adecuadas y rebajar significativamente las

cantidades umbral asignadas a las sustancias peligrosas para el medio ambiente en la Directiva 96/82/CE. Por

consiguiente, se consideró necesario proceder a la modificación del Real Decreto 254/1999, para adaptarlo a la

citada Directiva 2003/105/CE del Parlamento Europeo y del Consejo, de 16 de diciembre de 2003 y se

aprobó el RD 948/2005, de 29 de julio.

En 2012 se llevó a cabo la revisión de la Directiva Seveso II firmándose en el parlamento Europeo la

Directiva 2012/18/UE: SEVESO III relativa al control de los riesgos inherentes a los accidentes graves en los

que intervengan sustancias peligrosas y por la que se modifica y deroga la Directiva 96/82/CE (Seveso II). (Castillo, Sánchez, 2014).

Por último, en 2015 se aprobó el Real Decreto 840/2015, de 21 de Septiembre, por el que se aprueban

medidas de control de los riesgos inherentes a los accidentes graves en los que intervengan sustancias

peligrosas. El objetivo principal de este Real Decreto es la transposición a nuestro ordenamiento interno de las

restantes previsiones de la Directiva 2012/18/UE, de 4 de julio de 2012.

1.1.2 El riesgo

La palabra riesgo se utiliza para indicar la probabilidad de sufrir pérdidas (Rugby, 1985), o como una

medida de pérdida económica o daño a las personas, expresada en función de la probabilidad del suceso y la

magnitud de las consecuencias (Hauptmanns, U., 1986). Se han propuestos otras definiciones del riesgo:

“situación que puede conducir a una consecuencia negativa en un acontecimiento”, “probabilidad de que

suceda un determinado peligro potencial”, o bien “consecuencias no deseadas de una actividad dada, en

relación con la probabilidad de que ocurra” (Casal, Montiel, Planas, Vílchez, 1999).

Si se utiliza un tratamiento más exacto del término, y por tanto, una definición más rigurosa que permita

su cuantificación sería:

Riesgo = frecuencia · magnitud consecuencias

Donde se tiene en cuenta la frecuencia prevista para un determinado suceso y la magnitud de las


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consecuencias probables para el mismo (Casal, Montiel, Planas, Vílchez, 1999).

La palabra peligro se utiliza para designar una condición física o química que puede causar daños a las

personas, el medio ambiente o a la propiedad.

Por accidente se define cualquier acontecimiento que implique una desviación intolerable sobre las

condiciones de diseño de un sistema (Santamaría, Braña, 1994).

Es de vital relevancia no confundir riesgo y peligro. Puede decirse que el peligro es todo aquello que

puede provocar un accidente o un daño. El riesgo, sin embargo, está asociado a la probabilidad de que un

peligro se convierta en un accidente con unas consecuencias determinadas (Casal, Montiel, Planas, Vílchez,

1999).

Según el RD 1196/2003, de 19 de septiembre, por el que se aprueba la Directriz Básica de protección

civil para el control y planificación ante el riesgo de accidentes graves en los que intervienen sustancias

peligrosas; los accidentes se clasifican en las siguientes categorías:

Categoría 1: aquellos para los que se prevea, como única consecuencia, daños materiales en el

establecimiento accidentado y no se prevean daños de ningún tipo en el exterior de éste.

Categoría 2: aquellos para los que se prevea, como consecuencias, posibles víctimas y daños materiales

en el establecimiento; mientras que las repercusiones exteriores se limitan a daños leves o efectos adversos

sobre el medio ambiente en zonas limitadas.

Categoría 3: aquellos para los que se prevea, como consecuencias, posibles víctimas, daños materiales

graves o alteraciones graves del medio ambiente en zonas extensas y en el exterior del establecimiento.

En relación con su magnitud, los accidentes se pueden ser clasificados del siguiente modo:

Accidentes localizados: producen efectos en un área muy localizada dentro de la instalación industrial.

Accidentes graves: "Cualquier suceso, tal como una emisión en forma de fuga o vertido, incendio o

explosión importante, que sea consecuencia de un proceso no controlado durante el funcionamiento de

cualquier establecimiento, que suponga una situación de grave riesgo, inmediato o diferido, para las personas,

los bienes y el medio ambiente, bien sea en el interior o exterior del establecimiento y en el que estén

implicadas una o varias sustancias peligrosas” (R.D. 1254/99).

Accidentes catastróficos: accidentes a los que se asocian grandes distancias de consecuencias, tales como

explosiones de gran magnitud, grandes nubes tóxicas, etc.

Desde un punto de vista industrial los riesgos pueden ser clasificados en las siguientes categorías:

Riesgos convencionales: relacionados con la actividad y los equipos presentes en cualquier sector

(electrocución, caídas,…).

Riesgos específicos: asociados a l utilización o manejo de productos que por su naturaleza pueden

ocasionar daños (productos tóxicos, radiactivos,…).

Riesgos mayores: relacionados con accidentes y situaciones excepcionales. Sus consecuencias pueden

presentar una especial gravedad ya que la rápida expulsión de productos peligrosos o de energía podría afectar

a áreas considerables (escapes de gases, explosiones,…).

1.1.3 Análisis de riesgos

1.1.3.1 Introducción

Un sistema productivo, en su totalidad o en parte del mismo, lleva asociado una instalación de proceso en

la que mediante determinadas operaciones básicas (generalmente concatenadas), sustancias químicas son

sometidas a procesos físicos y/o químicos para la producción de productos intermedios o acabados.

Tales procesos deben llevarse a cabo bajo condiciones de trabajo determinadas, en las que las variables

fundamentales de operación deben estar perfectamente controladas (presión, temperatura, flujo másico, etc.).

Introducción

4

En el diseño de las instalaciones hay que tener en cuenta, además de las condiciones normales de

operación, alteraciones de las mismas para que en el caso de que sucedan no se generen daños a personas y

bienes.

El análisis de riesgos combina la evaluación ingenieril del proceso con técnicas matemáticas que permiten

realizar estimaciones de frecuencias y consecuencias de accidentes. Los resultados del análisis de riesgos se

utilizan para la toma de decisiones, ya sea mediante la jerarquización de las estrategias de reducción de riesgos

o mediante la comparación con los niveles de riesgos fijados como objetivo en una actividad industrial.

En dicho análisis se requiere considerar todas las variables que condicionan el proceso, planteándose

variaciones de las mismas ante posibles fallos o deficiencias, y consecuentemente la capacidad de respuesta de

la instalación en base a sus características y a los elementos de seguridad de que está constituida. Las posibles

alteraciones son diversas así como las causas que las pueden originar y sus consecuencias.

Todo ello ha de tenerse en cuenta para realizar la evaluación de la instalación, pues

diferentes combinaciones de fallos, hechos y circunstancias pueden generar accidentes de diferentes

consecuencias.

1.1.3.2 Etapas del análisis de riesgos

Un análisis de riesgos orientado a la prevención de accidentes implica, con carácter general las siguientes

etapas (Santamaría, Braña, 1994):

1. Identificación de sucesos no deseados, que pueden llevar a la materialización de un peligro.

2. Análisis de los mecanismos por los que estos sucesos tienen lugar.

3. Estimación de los efectos no deseados y de la frecuencia con que pueden producirse.

De forma conceptual, el análisis de riesgos se desarrolla en distintas etapas, en cada una de las cuales se

responde a una pregunta general, como se indica en la Figura 1.1.

Figura 1.1 Etapas del análisis de riesgos

“¿Qué puede ocurrir?” ó “¿Qué puede ir mal?” se refiere a todas las circunstancias que pueden dar

origen a efectos adversos (de forma cualitativa), da origen al bloque de identificación de posibles


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5

riesgos. En esta fase del estudio se obtiene una lista, exhaustiva dentro de los límites del análisis, de

todas las desviaciones que puedan producir un efecto adverso significativo y tengan una probabilidad

razonable de producirse. Se emplean herramientas como: código de diseño y buenas prácticas, listas

de comprobación, datos específicos de fallos de equipos y componentes, análisis históricos de

incidentes, métodos basados en índices de riesgos, análisis general de desviaciones (What-if analysis),

análisis de riesgos y operatibilidad (HAZOP), análisis de modos de fallo y sus efectos (FMEA), entre

otros.

“¿Cúales son las consecuencias?” en esta etapa es necesario disponer de un modelo o modelos que

relacionen la causa original identificada con los efectos previstos, de manera que éstos puedan ser

cuantificados. Hay que tener en cuenta que un mismo incidente puede tener distintas evoluciones.

“¿Con qué frecuencia?” esta etapa del análisis, una vez identificados los sucesos que pueden dar

origen a daños importantes y estimada la magnitud de éstos, procede a cuantificar la verosimilitud de

dichos sucesos ya sea en términos de su frecuencia o de la probabilidad de que tengan lugar durante la

vida estimada de la instalación. Pueden obtenerse estimaciones semicuantitativas de la verosimilitud

de un accidente a partir de registros históricos. Sin embargo, a menudo no hay suficientes datos en las

bases abiertas a consulta, o existen omisiones importantes en las mismas, a causa de las dificultades

inherentes a la recogida de datos sobre accidentes. Por ello se emplean métodos estructurados como:

análisis de árbol de fallos (FTA), árbol de sucesos (ETA), en los que se procede a asignar

probabilidades a los distintos sucesos en las cadenas de evolución de acontecimientos, haciendo uso

de la información disponible en bases de datos sobre frecuencias de fallo de equipos y componentes.

Es importante destacar que no todas las técnicas implicadas están desarrolladas al mismo grado. Las

técnicas de identificación de riesgos en su conjunto han alcanzado un alto grado de madurez, si se aplican con

propiedad, debe conseguirse la identificación de todos los riesgos relevantes. También se pueden considerar

con un alto grado de desarrollo las técnicas de estimación de consecuencias. Dado un escenario, las

incertidumbres en cuanto a los efectos producidos son relativamente pequeñas, y en todo caso pueden

estimarse su magnitud. Por el contrario, la estimación de frecuencias está comparativamente menos

desarrollada que las técnicas anteriores. No obstante, existe una base de datos cada vez más amplia, que

permite estimar frecuencias y probabilidades de fallo con cierta aproximación.

Aunque no esté contemplada en la Figura 1, una de las tareas a realizar en una etapa temprana del análisis

de riesgos consiste en desarrollar una base de datos para el análisis. Además de los datos contenidos en el

bloque de descripción del sistema, la base debe contener datos referidos a factores externos (topografía y uso

del terreno circundante, datos demográficos, datos meteorológicos, servicios externos, etc). Existen bases de

datos de libre acceso que contienen abundante información para elaborar el registro de datos en lo referente a

verosimilitud de incidentes en una instalación dada o en sus componentes.

1.1.3.3 Identificación de riesgos

En la industria química, los accidentes suelen ser el resultado de unas condiciones de proceso inadecuadas

para las diversas características físicas y químicas de los materiales y de las substancias. Estas condiciones,

excepto en el caso de los fallos de diseño, suelen ser desviaciones de las condiciones normales de

funcionamiento y se presentan como problemas no siempre evidentes desde la experiencia operativa (Casal,

Montiel, Planas, Vílchez, 1999).

El proceso de identificación de riesgos se realiza en dos fases bien diferenciadas: la primera para detectar

posibles accidentes, y la segunda para la caracterización de sus causas, es decir, los sucesos o cadena de

sucesos que provocan el incidente no deseado. Un buen desarrollo de la primera fase es primordial para la

siguiente, pues su desarrollo define el desenlace de la segunda. El primer suceso de la cadena de sucesos se

denomina “suceso iniciador”. En general, entre el suceso iniciador y el accidente se encuentra una secuencia de

hechos que incluye las respuestas del sistema y de los operadores, así como otros sucesos concurrentes. Todos

estos factores se conocen como “elementos del accidente”. En la Tabla 1.1 se muestran de forma esquemática

alguno de los elementos de accidente más comunes (Santamaría, Braña, 1994).

Introducción

6

Circunstancias

peligrosas

Almacenamiento de cantidades importantes de sustancias

peligrosas (materiales inflamables, combustibles, inestables o

tóxicos, gases inertes, materiales a muy alta o muy baja

temperatura, etc.).…………………..………………………..

Materiales altamente reactivos (reactantes, productos,

subproductos, sustancias intermedias). ……………………

Velocidades de reacción especialmente sensibles a impurezas o

parámetros de proceso.

Sucesos iniciadores

Fallos de maquinaria y equipo de proceso (bombas, válvulas,

instrumentos, sensores, etc). …4

Fallos de contención (tuberías, recipientes, tanques de

almacenamiento, juntas, etc.). …………

Errores humanos (operación, mantenimiento, revisiones, etc.)

Pérdida de servicios (agua, electricidad, aire comprimido, etc)

Agentes externos (inundaciones, terremotos, tormentas, vientos

fuentes, impactos, sabotaje, etc). ………

Errores de método o de información.

Circunstancias

propagadoras

Desviaciones en parámetros de proceso (presiones, temperaturas,

flujos, concentraciones, cambios de fase o estado). …………..

Fallos de contención (tuberías, recipientes, tanques, juntas,

fuelles, entrada o salida, venteos, etc.). ……………………..…

Emisiones de materiales (combustibles, explosivos, tóxicos,

reactivos).

Ignición/explosión.

Errores del operador (comisión, omisión, diagnóstico, toma de

decisiones).

Agentes externos. …………

Errores de método o de información.

Circunstancias

mitigantes

Respuestas de seguridad (válvulas de alivio, servicios de reserva,

sistemas y componentes redundantes, etc.). ………………..……

Mitigación (venteos, diques, antorchas, rociadores, etc.)…

Respuestas de control/respuestas de los operadores.

Operaciones de emergencia (alarmas, procedimiento de

emergencia, equipos de protección personal, evacuación, etc.).

Agentes externos.

Consecuencias del

accidente

Fuegos.

Explosiones. …………. . . . . . . . . . .

Impactos.

Dispersión de materiales tóxicos. ……………………………

Dispersión de materiales de alta reactividad.

Tabla 1.1 Elementos de los accidentes

Entre las técnicas de identificación de riesgos cabe destacar los métodos de análisis más utilizados; en el

ámbito estatal son de referencia obligada los métodos descritos en las Notas técnicas de prevención editadas

por el Instituto Nacional de Seguridad e Higiene en el Trabajo, y las Guías Técnicas editadas por la Dirección

General de Protección Civil (Casal, Montiel, Planas, Vílchez, 1999):

Métodos cualitativos: auditoría de seguridad (Safety review), análisis histórico de accidentes, análisis

preliminar de peligros (Preliminar Hazard Analysis, PHA), listados de control (Check lists), ¿qué pasa si…?

(What if…?), análisis de peligro y operatibilidad (HAZard and OPerability analysis, HAZOP), y análisis de

modos de fallo y efectos (Failure Modes and Effect Analysis, FMEA).


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7

Métodos semicuantitativos: índice Dow, índice Mond, índice SHI y MHI (substance Hazard Index and

Material Hazard Index), árboles de fallos (Fault Tree, FT) y árboles de sucesos (Event Tree, ET). Se han

incluido los árboles de fallos y árboles de sucesos debido a que se utilizan para la identificación de cadenas de

circunstancias que conducen a un accidente.

Todas las técnicas de análisis mencionadas se desarrollan en tres etapas:

Preparación: es una etapa similar en todas las técnicas de análisis e implica recogida de información,

definición del objetivo y su alcance, programación, conocimiento de las propiedades de las substancias,

conocimiento exhaustivo del proceso, entre otros.

Realización del estudio según el protocolo de cada técnica de análisis.

Obtención de la documentación necesaria, según los protocolos, relativa a los resultados obtenidos y al

desarrollo del propio estudio.

Las técnicas de análisis tienen características distintas, lo cual las hace apropiadas para ser aplicadas a

diferentes etapas de la vida de una instalación o para proporcionar un nivel de detalle del estudio diferente. La

identificación de los accidentes potenciales en las distintas etapas del proyecto, el nivel de detalle e incluso los

objetivos de la identificación varían de una etapa a otra. La elección de una u otra técnica se debe efectuar a

partir del conocimiento de las ventajas y desventajas de cada una, y de una correcta estimación de la duración

del estudio.

Las citadas técnicas de análisis presentan las siguientes limitaciones inherentes al estudio.

Exhaustividad del estudio: no hay posibilidad de verificar que todas las posibles desviaciones y fallos del

sistema hayan sido identificados. Tampoco puede verificarse que todas las causas y efectos de los accidentes

potenciales hayan sido considerados. Y, finalmente, tampoco puede asegurarse que la valoración de los

incidentes y sucesos identificados sea la más conveniente.

Reproducidad de los resultados: el mismo estudio llevado a cabo en idénticas condiciones por diferentes

especialistas da resultados distintos. La carga subjetiva de los estudios hace que éstos sean difícilmente

reproducibles.

Conclusiones: la cantidad de documentación generada por el estudio y la falta de detalles importantes que

solo se materializan en la comunicación verbal de las sesiones de trabajo, hacen los análisis difíciles de

interpretar.

Experiencia: todas las técnicas de análisis están basadas en mayor o menor grado en la experiencia

adquirida y en la creatividad del analista.

Confianza generada en el estudio: la subjetividad introducida en la valoración de los sucesos

identificados puede generar cierto escepticismo respecto a los resultados del estudio.

1.1.3.4 Criterios para la selección de los métodos de identificación de riesgos

Tal como se ha indicado, existen múltiples técnicas de identificación de accidentes en plantas de proceso,

cada una con ciertas peculiaridades que hacen que su aplicación resulte más ventajosa en unas circunstancias u

otras (Boto, 2008). Además, puede ocurrir que las áreas de una instalación compleja presenten características

que hagan aconsejable el uso de determinadas técnicas. A continuación se resumen algunos criterios de

selección:

o Fase de desarrollo de la planta o proceso.

Aunque la fase de diseño es esencial en la evaluación de riesgos, también merecen atención las fases de

arranque, operación y parada. En muchos casos, lo más conveniente será identificar los riesgos importantes tan

pronto como sea posible, evitando costes de rediseño y modificación. A dicha evaluación previa, le seguirá un

análisis detallado de la instalación tan pronto como se conozcan las condiciones principales y el diseño de las

líneas del proceso.

o Niveles potenciales de consecuencias.

La evaluación de la situación más desfavorable dará lugar a los niveles más conservadores de riesgo, que

Introducción

8

podrá justificar la elección de un estudio en mayor o menor profundidad.

o Complejidad de la planta o proceso.

El grado de complejidad de la planta o proceso podrá condicionar la elección de la técnica seleccionada.

Las plantas que desarrollen un proceso de alta complejidad, y precisen, por tanto, de un complicado sistema de

seguridad, requerirán estudios en profundidad. Dichos estudios, en cualquier caso, serán rentables

considerando el costo asociado a dichas medidas de seguridad, al centrarlas en los puntos con mayor nivel de

riesgo.

o Experiencia del personal: grado de conocimiento de las técnicas.

La experiencia del personal en el uso de una determinada técnica, resultará esencial para un buen estudio.

En general, será más apropiado emplear un método sencillo bien conocido, que tratar de utilizar un método

más complejo del que no se tenga experiencia.

o Información y datos requeridos o disponibles.

Algunas de las técnicas requieren un mayor volumen de datos, los cuales no siempre estarán disponibles.

Si un sistema está escasamente documentado, o sólo está diseñado en su fase preliminar, resultará poco

efectivo, y de difícil realización, el intentar aplicar una detallada evaluación del riesgo.

o Requerimientos de tiempo y costo.

Aunque el tiempo y el costo no deben ser los factores más determinantes al realizar una identificación de

riesgos, los recursos empleados deben estar de algún modo en relación con el coste de las modificaciones a

introducir en la planta para reducir el riesgo. A este respecto, la mayoría de los estudios resultarán rentables si

se realizan o coordinan por analistas con experiencia.

A continuación en la Tabla 1.2 se muestran las diferentes técnicas de identificación, así como los

parámetros en base a los que se deben seleccionar.

Los parámetros de selección serán:

Fase de la planta o proceso. Se distinguirá entre: D (Diseño), C (Construcción), A (Arranque), O

(Operación), P (Parada), M (Modificación).

Propósito. Los propósitos serán conocer: T (Fallos técnicos), O (Fallos en operación), H (Fallos

humanos), C (Grado de consecuencias),

Tipo y naturaleza de los resultados: Ql (Cualitativos), Qn (Cuantitativos), Rr (Herramienta para

reducir riesgos).

Complejidad del sistema: B (Baja), M (Mediana), A (Alta).

Requerimientos de personal: P (Especialistas de planta), S (Especialistas en seguridad),

Requerimientos de datos: G (Globales), I (Intermedios), D (Detallados),

Requerimientos de tiempo y costo: B (Bajos), M (Moderados), A (Altos).


media presión

9

Técnica de

identificación

Fase de

planta o

proceso

Propósito Tipo de

resultado

Grado de

complejidad Personal Datos

Tiempo y

costos

Listas de

chequeo

D+C+A

+O+P+

M

T+O+H Q1 B-M P G+I B-M

Auditoría de

Seguridad D+O T+O+H Q1+Rr M-A P+S D M-A

Índices de

riesgos D+O T+C Q1+Qn B-M P+S G+I M

Análisis

preliminar de

peligros

D

(1ª Fase) T+C Q1+Rr B-M-A P G+I M

Análisis

¿Qué pasa

si…?

D+A T+O+H+

C Q1+Rr B-M P+S D+I B-M

HAZOP B-M T+O Q1+Rr M-A P+S D A

FMEA D+C+O T Q1 M-A P+S D M-A

Árbol de

fallos D+O T+H+C Q1+Qn M-A S D M-A

Árbol de

sucesos D+O T+H+C Q1+Qn M-A S D M-A

Análisis

histórico de

accidentes

D+C+A

+O+P+

M

T+O+H+

C Q1+Qn B-M S G M

Tabla 1.2 Criterios de selección de métodos de identificación de riesgos

1.1.3.5 Documentación requerida para análisis de riesgos

Antes de iniciar un análisis de riesgos es necesario recabar, ordenar y aportar suficiente documentación de

forma que se disponga de la máxima información posible acerca del caso de estudio (J.M. Storch, 1998).La

información necesaria sería la siguiente:

o Del proceso. El manual del proceso debe incluir:

– Diagrama de bloques del proceso.

– Diagrama de proceso (equipo, tuberías e instrumentos: P&ID).

– Descripción del proceso, incluyendo la descripción funcional del equipo.

– Balances de materia y energía.

– Instrucciones de operación.

– Descripción de sistemas de control, alarmas y enclavamientos (anillos). Diagramas lógicos.

– Fichas de seguridad de los productos que se incluyen en el proceso.

– Información sobre termoquímica y cinética del proceso.

– Descripción y diagramas de servicios que contribuyen al proceso (electricidad, vapor de agua, aire

Introducción

10

comprimido, venteos, sistemas de alivio, etc).

o Del equipo. Información sobre su diseño de detalle:

– Hojas, esquemas, bocetos y planos de especificación.

– Manual de diseño.

– Manual de construcción e inspección.

– Diagramas y planos de distribución en planta.

– Información relativa a los materiales de construcción.

o De seguridad.

– Informe de incidentes y accidentes.

– Informes de estudios anteriores.

– Guía del método a seguir.

– Información sobre el entorno de la instalación.

– Datos relativos a la probabilidad y severidad de accidentes de fallos, cuando se vallan a emplear

métodos cuantitativos.

– Esquemas o planos con indicación de la clasificación de áreas a efectos de protección eléctrica.

1.2 Análisis de peligros y operatibilidad: HAZOP

1.2.1 Descripción y objetivo del método

El análisis de peligros y operatibilidad (HAZard and Operability Analysis, HAZOP), conocido también

como análisis de operatibilidad (AFO) o análisis operativo (AO), en un método que fue diseñado en Inglaterra

en la década de los sesenta por Imperial Chemical Industries (ICI) para aplicarlo al diseño de plantas de

fabricación de pesticidas (Casal, Montiel, Planas, Vílchez, 1999).

La definición dada por la Chemical Industry Association, el análisis HAZOP se define como: “La

aplicación de un examen crítico, formal y sistemático a un proceso o proyecto de ingeniería de nueva

instalación, para evaluar el riesgo potencial de la operación o funcionamiento incorrecto de los componentes

individuales de los equipos, y los consiguientes efectos sobre la instalación como conjunto”.

El análisis HAZOP es una técnica deductiva para la identificación, evaluación cualitativa y prevención

del riesgo potencial y de los problemas de operación derivados del funcionamiento incorrecto de un sistema

técnico. El análisis pretende, mediante un protocolo relativamente sencillo determinar los posibles problemas

operativos.

La técnica se fundamenta en el hecho de que las desviaciones en el funcionamiento de las condiciones

normales de operación y diseño suelen conducir a un fallo del sistema. La identificación de estas desviaciones

se realiza mediante una metodología rigurosa y sistemática. El fallo del sistema puede provocar desde una

parada sin importancia hasta un accidente mayor de graves consecuencias.

1.2.2 Metodología del análisis

El paso previo para el desarrollo del análisis es la definición del objetivo y el alcance del estudio, de los

límites físicos de la instalación o el proceso que se quiera estudiar y de la información requerida. Además debe

estudiarse el sistema o proceso ya definido para conocer la información disponible, prepararla y organizar el

equipo de estudio, y planear la secuencia de estudio y las sesiones de trabajo (Casal, Montiel, Planas, Vílchez,

1999).

Después del estudio previo se puede comenzar el análisis propiamente dicho, en la Figura 2 puede

visualizarse de forma esquemática la ejecución del análisis HAZOP:


media presión

11

Figura 1.2 Diagrama lógico de ejecución del análisis HAZOP

El primer paso es la selección de los elementos críticos que deben estudiarse (depósitos, separadores,

reactores, etc.).

A continuación sobre cada nodo de estudio, que corresponde a cada línea de fluido de cada elemento

seleccionado, y de forma secuencial y repetitiva, se aplican las palabras guía (no, más, menos, otro, etc.) a

cada una de las condiciones de operación del proceso, las substancias y las variables que intervienen (flujo,

presión, temperatura, nivel, tiempo, etc.). La aplicación de las palabras guía permite identificar las

desviaciones en el proceso. Las desviaciones producen consecuencias, y a su vez tienen causas que dan origen

a las mismas. Para considerar una desviación en el análisis tiene que tener consecuencias significativas y

causas razonables (Santamaría, Braña, 1994).

En la Tabla 1.3 se muestran los aspectos a considerar en el análisis HAZOP. Operando de esta manera se

Introducción

12

generan las desviaciones significativas de las condiciones normales de operación y se realiza un repaso

exhaustivo de los posibles funcionamientos anómalos.

Sistemas a considerar Líneas, válvulas, etc. Equipos, recipientes

Variables a considerar Presión, variación de la presión (pérdidas de carga o de impulsión);

temperatura, variación de temperatura; variaciones de volumen (dilatación,

contracción); calor generado; calor transmitido; velocidad de reacción;

densidad; viscosidad; composición; concentración; relaciones causa-efecto

entre variables; etc.

Modos de operación Operación normal

Modo de puesta en marcha

Modo de parada

Modos de mantenimiento, construcción o inspección

Eventos iniciadores Fallo humano

Fallos de equipos, instrumentos o componentes

Fallos de suministro

Evento de emergencia o medio ambiental

Otras causas de operación anormal incluyendo perturbaciones en los

instrumentos

Efectos en la planta Cambio en las condiciones químicas

Cambio en las cantidades

Cambios en las condiciones físicas

Condiciones peligrosas Emisión de materias

Cambio en las características peligrosas en el material

Se ha alcanzado el límite operativo

Exposición a una fuente de energía

¿Cómo se detectarían las

condiciones peligrosas?

Durante la operación normal

Bajo fallo humano

En otras circunstancias

Bajo fallo de equipo

Acciones correctoras Cambios en el diseño de proceso

Cambio en los límites de operación

Cambios en la fiabilidad del sistema

Mejora en la contención de materiales

Cambio en los sistemas de control

Adición o eliminación de materias

Tabla 1.3 Aspectos a considerar en el análisis HAZOP


media presión

13

En la Tabla 1.4 se muestra un resumen de las palabras guía y de las variables de procesos utilizadas en el

análisis HAZOP:

Palabra

guía Significado Parámetro de proceso Ejemplos de desviación

No Negación de la intención de diseño Temperatura

Presión

Nivel

Composición

Caudal

Velocidad

Tiempo

Viscosidad

Mezcla

Voltaje

Adición

Separación

pH

“No”+”Caudal” =

Falta de Caudal

Menos Disminución cuantitativa “Menos” + “Nivel” =

Bajo Nivel

Más Aumento Cuantitativo “Más” + “Presión” =

Presión excesiva

Otro Sustitución parcial o total “Otra” + “Presión” =

Presencia de impurezas

Inversa Función opuesta a la intención de

diseño

“Inverso” + “Caudal” =

Flujo inverso

Tabla 1.4 Resumen de palabras guía y variables de procesos utilizadas en los análisis HAZOP

Una vez identificada una desviación, el paso siguiente consiste en proponer soluciones correctoras, y

evaluar su coste.

En algunos casos se requerirá un análisis más profundo, incluso una simulación por ordenador del

accidente para estimar sus consecuencias, y/o estudio formal de la probabilidad del suceso. En este caso, el

equipo HAZOP puede recomendar un estudio en profundidad antes de sugerir la implementación de las

medidas correctoras. En otras muchas circunstancias el análisis HAZOP es suficiente para decidir la aplicación

de medidas correctoras o incluso cambios de mayor entidad en el proceso (Santamaría, Braña, 1994).

Por último, es preciso garantizar un registro sistemático de los resultados del análisis. Toda la

información del análisis es documentada ordenadamente en forma de tabla como se muestra en la Figura 1.3,

hecho que permite la evaluación cualitativa de las medidas de control y de seguridad.

SOCIEDAD:

LOCALIDAD:

INSTALACIÓN:

FECHA:

Revisión:

Plano Núm.

PALABRA

GUÍA VARIABLE DESVIACIÓN

CAUSAS

POSIBLES

CONSECUENCIAS

POSIBLES

MEDIDAS

CORRECTORAS

Figura 1.3 Modelo orientativo de tabla HAZOP

La metodología inicialmente desarrollada por Imperial Chemical Industries propone la aplicación de las

palabras guía a todas las líneas de flujo de todos los equipos principales de la instalación. Actualmente, las

desviaciones se generan en un número de equipos seleccionados según los criterios de los propios analistas.

Hay numerosas variaciones del protocolo del análisis que pretenden mejorar la baja efectividad del método

clásico, donde hasta el 90% de las cuestiones planteadas pueden resultar irrelevantes para la mejora de la

seguridad del proceso.

Introducción

14

En general, las modificaciones al protocolo de análisis mantienen la utilización de las palabras guías para

generar las desviaciones. Estas modificaciones se efectúan sobre dos aspectos:

Modificación del protocolo de análisis para la generalización de desviaciones, mediante la

introducción de criterios para la selección de nódulos críticos de estudio, utilización de listados de

control, etc.

Modificación de las cabeceras de las tablas de documentación del análisis, añadiendo columnas,

índices numéricos, etc.

1.2.3 Organización del estudio

La ejecución del estudio HAZOP requiere un conocimiento detallado del sistema que se requiere analizar

y del protocolo del análisis. Ésta característica condiciona que el trabajo se realice en equipo, donde debe haber

representantes de las distintas áreas de conocimiento implicadas en el proceso. Los miembros de los equipos

de trabajo sonde dos tipos: los técnicos y los analistas de riesgos.

Los técnicos implicados en el estudio soportan el apartado técnico. Los componentes deben ser

especialistas en las áreas de conocimiento implicadas en el estudio; es aconsejable que sean verdaderos

expertos. Las áreas de conocimiento implicadas en cada estudio pueden variar en función del objeto del mismo

(refinerías, plantas químicas, centrales eléctricas, parques de almacenamiento de combustibles,…) y del

objetivo del estudio que se quiere desarrollar: diseño de nuevas instalaciones, revisión de instalaciones en

funcionamiento, modificaciones, etc.

Los analistas de riesgos deben dar soporte logístico al estudio, es decir, dirigir, moderar y documentar el

análisis. Los analistas deben ser especialistas en aplicar la metodología HAZOP. Como tareas previas al

desarrollo del HAZOP, tienen que definir el objetivo y el alcance del estudio, seleccionar el equipo técnico y

formarlo en el método de análisis.

1.2.4 Requisitos y limitaciones

El método de análisis HAZOP presupone tres hipótesis:

La instalación está bien diseñada, en relación con la experiencia, el conocimiento de los procesos

implicados y la aplicación de las normas y códigos pertinentes.

Los materiales de construcción han sido los adecuados y la construcción y el ensamblaje se han hecho

correctamente.

Los análisis son una “fotografía instantánea” donde se mezclan sucesos de efecto inmediato con los

sucesos de elevada inercia temporal.

Los análisis HAZOP requieren, para ser desarrollados, que por lo menos el diseño del proceso sea

completo en las partes más esenciales y que, en instalaciones en funcionamiento, la información esté

actualizada. El grado de detalle de la información disponible condiciona el grado de detalle y la corrección del

análisis.

En la Tabla 1.5 Muestra, de forma orientativa, la información que puede ser necesaria para la realización

del análisis.


media presión

15

Materia Información requerida

Ingeniería del proceso Estudios previos realizados

Emplazamiento de la instalación

Diagramas P&I (incluyendo la descripción detallada de la instrumentación)

Descripción de la operativa de bloqueo de la instalación (automática y

manual)

Disponibilidad de los servicios

Química del proceso (si es necesario)

Inventario de productos (si es necesario)

Substancias Peligrosidad: características fisicoquímicas (inflamabilidad, explosividad,

estabilidad, reactividad, etc.)

Toxicidad: dosis de exposición, efectos sobre la salud, etc.

Equipamiento Características: materiales de construcción (normas de diseño, etc.),

condiciones de trabajo y límites de operación (temperatura y presión

máximas).

Tabla 1.5 Información mínima requerida para la realización de los análisis HAZOP

1.2.5 Resultados y aplicabilidad

El resultado principal de los análisis HAZOP es un conjunto de situaciones peligrosas y problemas

operativos y una serie de medidas orientadas a la reducción del riesgo existente o a la mitigación de las

consecuencias de los problemas operativos. Estas medidas se dan en forma de cambios físicos en las

instalaciones, modificaciones de protocolos de operación o recomendaciones de estudios posteriores para

evaluar con más detalle los problemas identificados o la conveniencia de las modificaciones propuestas.

El análisis HAZOP es un instrumento de estudio aplicable sobre una planta en funcionamiento o sobre

una que aún está en fase de diseño y de construcción, con la necesidad en ambos casos de que la

documentación esté totalmente actualizada. La ventaja de aplicar el método, en plantas en fase de diseño, es

que las recomendaciones del análisis no suponen modificaciones costosas ni paros en la planta.

Por otro lado, a causa de la laboriosidad del método y del grado de detalle que el estudio proporciona, el

análisis HAZOP solo es indicado para instalaciones específicas y no como método general de análisis.

1.2.6 Aplicación a secuencias de operaciones y procesos discontinuos

Si la planta opera de manera discontinua, el método de análisis sufre algunas modificaciones. En un

proceso continuo se supone que el estado de un equipo o instalación determinada no varía durante la operación

“normal”. Por el contrario, en un proceso discontinuo existe una variación temporal inherente al mismo, y, por

tanto, una instalación pasa por distintos estados. Otra característica que complica el análisis de estos procesos

es que a menudo las instalaciones discontinuas se utilizan para distintos propósitos, por ejemplo, un reactor

discontinuo podría operarse de distintas maneras para obtener distintos productos. Este hecho aumenta las

posibilidades de contaminación y de interferencias entre una y otra operación. En un proceso discontinuo el

diagrama P&ID de la instalación no indica en qué estado de operación se encuentra, por lo que se requiere

Introducción

16

información complementaria. Por otro lado, los procesos discontinuos son a menudo multietapas; por ejemplo,

en un reactor químico discontinuo podrían darse etapas de carga, calentamiento a temperatura de operación,

reacción con eliminación controlada de calor, enfriamiento hasta la temperatura de descarga, descarga y

limpieza del reactor, y en cada una de ellas son posibles desviaciones sobre las condiciones supuestas

(Santamaría, Braña, 1994).

Se recomienda aplicar palabras guía a las operaciones a realizar, además de a las líneas de proceso (Kletz,

2001). Las operaciones discontinuas deben de estudiarse examinando el orden propuesto de operaciones

aplicando palabras guía adecuadas a cada etapa.

1.2.7 Informe final

El informe final de un HAZOP constará de los siguientes documentos (Boto, 2008):

Esquemas simplificados con la situación y numeración de los nodos de cada subsistema.

Formatos de recogidas de las sesiones con indicación de las fechas de realización y composición del

equipo de trabajo.

Análisis de los resultados obtenidos. Se puede llevar a cabo una clasificación cualitativa de las

consecuencias identificadas.

Lista de las medidas a tomar obtenidas. En realidad es una lista preliminar, a estudiar en profundidad

en función de otros criterios (impacto en el resto de la instalación, mejor solución técnica, coste)

cuando se disponga de más elementos de decisión (como frecuencia del suceso y consecuencias).

Lista de los sucesos iniciadores identificados.


media presión

17

2 MEMORIA JUSTIFICATIVA

2.1 Objetivos del proyecto

El presente proyecto, “Análisis de riesgos y operatibilidad HAZOP sobre planta de hidrocarbonilación de

dimetiléter a media presión”, tiene como objetivo el estudio de riesgos y operatibilidad mediante la aplicación

del método HAZOP. Se ha aplicado a la planta de hidrocarbonilación de dimetiléter instalada en el Laboratorio

L5-PB de la Escuela Técnica Superior de Ingeniería de la Universidad de Sevilla.

Se ha llevado a cabo la descripción de la instalación y de los modos de operación de la misma, detallando las

características de todos los equipos e instrumentos presentes en la planta. Se ha realizado el estudio de las

desviaciones de las variables de operación de cada nodo, teniendo en cuenta las causas y consecuencias de

dichas desviaciones, se ha propuesto medidas correctoras para minimizar las desviaciones.

2.2 Alcance del proyecto

Queda fuera del alcance del presente proyecto los siguientes aspectos:

La aplicación del método se realiza teniendo en cuenta que todos los nodos presentes en la planta

están en funcionamiento, para así abarcar todos los posibles modos de operación.

La aplicación del método nodo a nodo se realiza considerando que no existe fallo en los demás.

Tras la propuesta de una medida correctora, ésta no se tiene en cuenta en la aplicación del método para

el resto de las palabras guías aplicables al mismo nodo ni para el resto de nodos de la instalación.

No se aplica el método HAZOP a la instalación una vez instaladas las medidas correctoras.

Queda fuera del alcance los modos de operación tales como cambio de equipos, purga de la

instalación, proceso de limpieza de lechos catalíticos así como el análisis de los resultados de la línea

de salida del proceso.

Memoria Justificativa

18


media presión

19

3 MEMORIA DESCRIPTIVA

3.1 Introducción

El proceso de estudio se encuentra implantado en el laboratorio L5 planta baja en el Área de

Biocombustibles de la Escuela Técnica Superior de Ingeniería de la Universidad de Sevilla. Forma parte del

estudio del proceso de síntesis de etanol por hidrocarbonilación de dimetiléter.

El proceso consiste en una primera etapa en la cual se produce la carbonilación de dimetiléter (DME)

empleando una zeolita denominada mordenita y obteniéndose metilacetato (MA) (1). Posteriormente, en una

segunda etapa, el metilacetato se hidrogena en un lecho catalítico de Cu/ZnO para formar etanol y metanol (2).

A continuación se muestran resumidas estas reacciones:

CO + CH3OCH3

𝐻−𝑀𝑂𝑅 CH3COOCH3 (1)

CH3COOCH3 + 2H2

𝐶𝑢/𝑍𝑛𝑂 CH3CH2OH + CH3OH(2)

Carbonilación de DME

Los éteres, como el DME, son compuestos que resultan de la unión de dos radicales hidrocarbonados a

través de un puente de oxígeno. La mayoría son líquidos volátiles, ligeros e inflamables siendo solubles en

alcoholes y otros disolventes orgánicos. Se trata de compuestos que tienen muy poca reactividad química

debido a la dificultad que plantea la ruptura del enlace C-O de su molécula.

La carbonilación consiste en someter el dimetiléter a una interacción con monóxido de carbono en

presencia de un catalizador basado en una zeolita. Durante la carbonilación de DME tiene lugar la formación

de metanol y de grupos metilo como consecuencia de la presencia del catalizador. El monóxido de carbono

adsorbido sobre el catalizador reacciona con estos grupos -CH3 para dar lugar a un intermedio acetilo

(-COCH3). Este grupo acetilo reacciona con una nueva molécula de DME para originar metilacetato y un

nuevo -CH3. De esta manera se produce un ciclo de propagación que mantiene condiciones anhidras mediante

el reformado de los grupos metilo a través de la metoxilación de los acetilo con nuevas moléculas de DME.

Hidrogenación de MA

Los ésteres orgánicos carboxílicos, como el metilacetato, son compuestos formados a partir de reacciones

de condensación entre una molécula de un ácido carboxílico y otra de alcohol (o fenol) con formación de agua.

La mayoría de los ésteres simples usados comercialmente tienen un origen sintético, si bien se encuentran

en grandes cantidades de forma natural en las grasas y aceites de plantas y animales. Sus propiedades físicas

varían de acuerdo a su peso molecular. Los más ligeros son líquidos incoloros, altamente volátiles y poseen

generalmente un olor agradable. A medida que aumenta el peso molecular, disminuye la volatilidad de los

ésteres, volviéndose más viscosos. Los ésteres orgánicos son generalmente insolubles en agua y solubles en

disolventes orgánicos. Los más ligeros son buenos disolventes de muchos compuestos orgánicos.

Bajo ciertas condiciones, los ésteres pueden ser reducidos a alcoholes mediante hidrogenación en

presencia de catalizadores basados en metales de transición. En el caso de la reducción del metilacetato se

obtienen metanol y etanol como productos. En el transcurso de esta reacción se produce una reacción

Memoria Descriptiva

20

secundaria como consecuencia de la interacción del etanol formado con moléculas de metilacetato sin

reaccionar, formándose etilacetato y metanol. Esta reacción se considera indeseable puesto que parte del etanol

producido se transforma en otro alcohol más simple (metanol), viéndose reducida así la selectividad al

producto deseado. No obstante, el etilacetato así formado puede igualmente hidrogenarse en presencia del

mismo catalizador para producir más etanol.

3.2 Descripción del proceso

3.2.1 Diagrama P&ID del proceso

En la Figura 3.1 se muestra el diagrama de tuberías e instrumentación del proceso.


media presión

21

Figura 3.1 Diagrama P&ID del proceso

N2(g)

CH4(g)

CO(g)

CO/DME(g)

H2(g)

L2L4

L3

L5 L6 L7

L8 L9 L10

L11 L12 L13

L15 L16

L17

L14

L18

L19

L20L21L22L23

L24

L25

L26

L27L28L29

L30

L31

L32

L33L34

L35

L36

L37

L38

L39

L40

L41L42

L43

L44

L45

L46

L47

L48

L49

L50

L51

L52

L53

L54

L55

L56

L57

PI1 PI2

PI3 PI4

PI5 PI6

PI7 PI8

PI9 PI10

PI11PI12PI13

PI14PI15

PI16

TSH1

TT1

TT5

TT4

TT3TSH2TSH3

TT9

TT8

TT7

V4

V5

V6

V7

V8

V9V10V11

V12V13

V14

V15

V16

V17

V18

V19

V20

V21

V22

V23

V24

V25

V26

V27

PT1TT2

PT5

PI

PC

TT10

MFC1

MFC2

V28

MFC3

MFC4

MFC5

V29

V30

V31

V31

V32

CFC1

DME (l)

D1

HPLC

H1

R1R2

F1

F2

F3

F4

F5

F6

N2(g)

N2(g)

TC1

TC2

TC3TC4

TC5

TC6

TT6

Memoria Descriptiva

22

En la Tabla 3.1 se muestra la descripción de los códigos usados en la nomenclatura del P&ID del proceso.

Código tipo Descripción

Li Línea de proceso, número i.

Vi Válvula de proceso, número i.

PIi Indicador de presión, número i.

PTi Transmisor de presión. número i.

PC Controlador de presión.

TTi Transmisor de temperatura,

número i.

TSHi Alarma de seguridad por alta

temperatura, número i.

TCi Controlador de temperatura,

número i.

Fi Filtro partículas sólidas, número i.

MFCi Mass Flow Controller, número i.

CFC1 Cori Flow Controller.

HPLC Bomba HPLC.

H1 Precalentador.

Ri Reactor, número i.

D1 Depósito de líquidos.

DME (l) Bombona dimetiléter líquido a

presión.

Tabla 3.1 Leyenda de anotaciones del P&ID del proceso


media presión

23

3.2.2 Propiedades de compuestos químicos que intervienen en el proceso

En la Tabla 3.2 se muestran las carácteristicas de interés, de los distintos compuestos químicos que

intervienen en el proceso.

Producto

químico Estado físico

Densidad

relativa (aire)

Tª (ºC)

autoignición

Límites (%) de

explosividad Incendio/ Explosión

Nitrógeno Gas inodoro

e incoloro 1 (aire) - -

No Inflamable ni

explosivo

Hidrógeno Gas inodoro

e incoloro 0.07 (aire) 500-571 4-76

Inflamable, mezclas

vapor con aire

explosivas

Monóxido

de carbono

Gas inodoro

e incoloro 1 (aire) 620 10.9-76 Inflamable

Metano Gas inodoro

e incoloro 0.6 (aire) 595 4.4-15 Inflamable

Dimetiléter

Gas licuado

incoloro,

con olor

1.78 (aire) 235 3-27

Inflamable, mezclas

vapor con aire

explosivas

Metilacetato

Líquido

incoloro,

con olor

1.93 (agua) 455 3.1-16

Inflamable, mezclas

vapor con aire

explosivas

Etilacetato

Líquido

incoloro,

con olor

3 (aire) 427 2.2-11.5

Inflamable, mezclas

vapor con aire

explosivas

Etanol

Líquido

incoloro,

con olor

0.8 (agua) 363 3.3-19

Inflamable, mezclas

vapor con aire

explosivas

Metanol

Líquido

incoloro,

con olor

0.79 (agua) 464 5.5-44

Inflamable, mezclas

vapor con aire

explosivas

Tabla 3.2 Carácteristicas de compuestos químicos del proceso

Memoria Descriptiva

24

3.2.3 Descripción de equipos

3.2.3.1 Instalación de gases

Al instalarse en el exterior del edificio, queda eliminado el trasiego de botellas de gas comprimido por el

laboratorio, mejorando con ello las condiciones de seguridad. Los componentes de la instalación de gases son

los descritos en los siguientes apartados.

Caseta de gases:

Es un cerramiento de malla metálica con techo de chapa ondulada galvanizada, con una puerta de acceso

que permite el cambio de botellas. En la parte posterior, a media altura de las botellas, existe una barra de

fijación para las mismas con sus respectivas cadenas de anclaje, como se observa en la Figura 3.2. Dicha

caseta se encuentra situada en el patio anexo al laboratorio L5 Planta Baja de la Escuela Técnica Superior de

Ingeniería.

Figura 3.2 Caseta de gases

El en Anexo 1 del presente documento se muestra la normativa aplicable a almacenes de botellas de gas

comprimido, así como su aplicación en la caseta de gases del proceso.

Según la normativa aplicable, la caseta de gas en estudio es un área de tipo abierto, la cual posee una

cubierta con un simple techado para protección de la intemperie y dotada de un muro a un solo lado. Además

se especifica que los almacenes en área abierta o cerrada podrán almacenar botellas llenas de gases inflamables

y otros gases (oxidantes, tóxicos y corrosivos) siempre que entre las botellas de los inflamables y las del resto

de los gases exista una distancia de 6 m, como mínimo, o bien estén separadas por un muro de RF-30 de 2 m

de altura mínima que sobrepase en proyección horizontal y vertical 0,5 m a las botellas almacenadas. En el

caso de la caseta de gases en estudio, hay gases inflamables (CO, CH4, H2) y gases inertes (N2). Por lo que el

muro de separación no es necesario a no ser que se requiera almacenar productos oxidantes, tóxicos o

corrosivos.

Con respecto al equipo de lucha contra incendios, en el área de almacenamiento se debe disponer de

agente extintor compatible con los gases almacenados con un mínimo de 2 unidades, cada uno con una

eficacia mínima de 89B (según UNE 23110). Han de situarse en lugares fácilmente accesibles desde el área de

almacenamiento, en concreto hay dos extintores situados en el pasillo de acceso principal del Laboratorio L5

Planta Baja.

Con respecto a las condiciones ambientales de almacenamiento, la temperatura de almacenamiento no

debe exceder de 50ᵒC. En el emplazamiento de la caseta de gases en estudio, las temperaturas en olas de calor

en verano rondan los 43.7ᵒC a la sombra. Este requisito lo cumple la caseta de gases de la instalación, pues a

las horas de mayor incidencia de la luz solar (en verano) está a la sombra.


media presión

25

Botellas de gas comprimido

Las características que deben cumplir las botellas de gas comprimido deben ser acordes a la Instrucción

Técnica Complementaria, de M.I.E. AP6 del Real Decreto 2060/2008 por el que se aprueba el Reglamento de

Equipos a Presión y sus Instrucciones Complementarias. Dicha normativa se encuentra detallada y aplicada al

proceso de estudio en el Anexo 1 del presente documento.

En dicha norma se especifica la identificación de botellas y las especificaciones de los acoplamientos de

salida de la misma. Además, se indica que las botellas de gas comprimido que hayan sido suministradas con

anterioridad a la fecha de puesta en vigor de la normativa pueden regirse por la normativa de etiquetado y

código de color anterior.

En la Tabla 3.3 se recogen los códigos de colores y los tipos de acoplamiento de salida de las botellas de

gas correspondientes a los gases que intervienen en el proceso de estudio del presente Proyecto.

Gas de proceso Tipo de gas Codigo de color Ojiva tipo Acoplamiento de salida

Nitrógeno (N2) Inerte Verde

Tipo C M 21.7x11.814

derechas W 21.7 – 14

hilo/pulgada derechas

Hidrógeno (H2) Inflamable Rojo

Tipo E

M 21.7x1.814 derechas

W 21.7 – 14 hilo/pulgada izquierdas

Metano (CH4) Inflamable Rojo

Tipo E



Monóxido de

Carbono (CO)

Tóxico Amarillo

Tipo E



Mezcla de

calibración

CO/DME (10/1

v/v)

Tóxico e

inflamable

Amarillo más

rojo

Tipo M

19x 1.5 métrico (izquierdas)

DME líquido Inflamable Rojo

Tipo E



Tabla 3.3 Código de colores y tipo de acoplamiento para botellas de gas del proceso de estudio

Se comprueba que la caseta de gases de la instalación de estudio cumple con la normativa vigente

anteriormente expuesta.

Central de gases

Las centrales de gases sirven para disponer de gas de forma continuada y sin interrupciones. Se denomina

así a la conexión de las botellas en la instalación, concebidas para dar servicio de alta presión al laboratorio. En

ellas se lleva a cabo una primera reducción de la presión de salida de las botellas, hasta un valor constante y

suficiente para que dicho gas llegue con la suficiente presión a todos los puntos de servicio disponibles,

normalmente se reduce hasta los 150 bar.

En el caso de estudio, la central es de tipo manual, se procede al reemplazo de botellas agotadas por las de

Memoria Descriptiva

26

reserva cuando se considera necesario. Se dispone de seis puntos de conexión, es decir, seis unidades de

conexión de botellas de gas.

La central de gases de estudio estaría compuesta por:

1. Botellas de gas comprimido.

2. Acoplamiento entre la válvula de la botella y el manguito flexible.

3. Manguito flexible para adaptar la altura de la botella a la central de gases (colector).

4. Acoplamiento entre el manguito y la central de gases.

5. Válvula de purga (V1).

6. Reductor de presión manual de simple etapa (V2) con indicador de presión (manómetro M1). La

presión indicada con este manómetro es la presión del interior de la botella de gas.

7. Válvula de cierre al sistema (V3) con indicador de la presión (manómetro, M2). La presión indicada

con este manómetro es la presión de suministro de la central de gases. Mediante esta válvula también

es posible ajustar con mayor precisión la presión de suministro.

Con respecto al reductor de presión manual, solo se dispone de ficha técnica para uno solo de los

instalados en la planta, se va a suponer que todos los instalados poseen características similares. Se trata de un

reductor de presión manual de simple etapa, con actuador de diafragma, con capacidad de presión de entrada

de hasta 2500 psig.

En la Figura 3.3 se muestra un esquema de la instalación de central de gases, para una línea de gas tipo.

Figura 3.3 Central de gas tipo

En la Figura 3.4 se muestra una de las líneas de la central de gases instalada del proceso de estudio,

siendo las líneas restantes análogas.


media presión

27

Figura 3.4 Central de gas instalada en el proceso

Durante el funcionamiento de la central de gases la válvula de la botella de gas está totalmente abierta y la

de purga (V1) totalmente cerrada. La disposición de V2 y V3 dependerá de la presión de la botella de gas y de la

presión a la que se requiera reducir. Mediante la medida de M1 podemos saber cuándo es necesaria la

sustitución de la botella de gas, por normativa cuando alcance los 0.5 bar, por operación de la planta a 20 bar.

El procedimiento de sustitución de botellas de gas es el siguiente:

1. Con V1 y V3 cerradas, cerrar la válvula de la botella.

2. Descomprimir abriendo lentamente la válvula V1.

3. Desconectar el manguito de la botella usada y conectarlo a la nueva botella.

4. Cerrar la V1.

5. Abrir la válvula de la botella lentamente.

6. Abrir y cerrar V1 al menos 3 veces lentamente para purgar el manguito.

7. Cerrar V1, abrir V3 y regular V2.

Puntos de suministro

Se denomina así a la conexión de cada línea de la central de gases con la línea de proceso que se quiere

abastecer. Se disponen de siete puntos de suministro, para los gases de procesos nitrógeno (tres puntos de

suministro), hidrógeno, metano, monóxido de carbono, mezcla monóxido-dimetiléter (10/1 v/v). Se utilizan

para una segunda reducción de presión de la presión de la central de gases hasta la presión necesaria. Además,

sirven para cortar una línea de suministro en caso de fuga o cualquier otro problema en una de las plantas y no

dejar desabastecidas al resto.

Dicha reducción de presión es la necesaria teniendo en cuenta la presión de operación de la instalación

más la pérdida de carga originada en el sistema:

𝛥𝑃𝑠𝑖𝑠𝑡𝑒𝑚𝑎 = 𝛥𝑃𝑖𝑛𝑠𝑡𝑎𝑙𝑎𝑐𝑖 ó𝑛 + 𝛥𝑃𝑝é𝑟𝑑𝑖𝑑𝑎 𝑑𝑒 𝑐𝑎𝑟𝑔 𝑎

Para todas las líneas de suministro de gases la presión se reduce hasta 20 bar por encima de la presión de

operación para tener en cuenta las pérdidas por conductos e incluso a través de los Mass Flow Controllers

(Cori-flow para la línea DME líquido), que es de unos 4-5 bar. Es decir, si la presión de operación es de 10 bar,

la presión de las botellas se reduce hasta 30 bar.

La botella de DME líquido ha de ser presurizada con un gas inerte (nitrógeno). Al tener una presión de

Memoria Descriptiva

28

vapor de 5 bar a temperatura ambiente hay que presurizarla para poder alimentarlo al sistema, hasta 20 bar por

encima de la presión de operación. Cuando la presión de la botella es inferior de la necesaria, se conecta a un

punto de suministro de nitrógeno gas, usando el juego de válvulas y el manómetro (indica la presión en el

interior de la botella). Una vez presurizada se desconecta del suministro de nitrógeno, pudiéndose operar

mientras dicha botella se presuriza.

En la Figura 3.5 se muestra la conexión de la botella de DME líquido al punto de suministro de nitrógeno

gas.

Figura 3.5 Suministro DME líquido

La botella de DME líquido posee una válvula a través de la cual se alimenta el nitrógeno. La válvula de

salida está conectada a la línea de DME líquido, para su posterior paso por el Coriflow. La botella dispone en

su interior de un conducto que comunica la fase líquida con la válvula de salida. Al presurizarse la botella, la

fase gas ejerce presión sobre la fase líquida permitiendo su salida a través de la válvula de salida.

Los puntos de suministro de gases disponen de un reductor de presión manual de simple etapa, análogos a

los presentes en la central de gases, manómetros que indican las presiones de las líneas de alta y baja presión,

purga interna. En la Figura 3.6 se muestra un punto de suministro tipo presente en la instalación.

Figura 3.6 Punto de suministro tipo

Canalizaciones

Las canalizaciones para la conducción de gases son de acero inoxidable de 1/8’.


media presión

29

3.2.3.2 Mass Flow Controllers

Los MFCs son caudalímetros másicos basados en el principio de efecto térmico, usados para la medida y

control de pequeños caudales de fluidos con elevada precisión y muy buena repetitividad.

Un MFC está diseñado y calibrado para controlar un tipo específico de líquido o gas en un rango

particular de caudales.

Estos dispositivos están formados por los siguientes elementos:

Un puerto de entrada y un puerto de salida por donde el fluido entra y sale del equipo.

Sensor térmico capilar: diseñado con un diámetro y masa suficientemente pequeños para

proporcionar una respuesta rápida ante cambios en las condiciones de flujo del gas a medir.

Bypass: mantiene constante el ratio entre el flujo de gas que pasa por el sensor y el flujo principal de

paso, dividiendo la corriente de gas de forma precisa sobre el rango de caudal para el cual esté

diseñado.

Válvula de control proporcional: establece el caudal de gas mediante la respuesta a una señal que

compara el caudal actual con el indicado en el set point.

Circuito del controlador: linealizada y amplifica la señal de salida del sensor, compara el valor de

dicha señal con el valor del set point indicado, envía la orden de apertura/cierre a la válvula para

mantener el caudal constante en cada momento.

En la Figura 3.7 puede observarse esquemáticamente los componentes de un MFC.

Figura 3.7 Elementos principales de un MFC

El sensor térmico consiste en un tubo de pequeño diámetro con dos termorresistencias situadas en la

pared externa al tubo. Mediante corriente eléctrica se calienta de forma constante el tubo del sensor térmico.

Dicho tubo es enfriado debido al paso por su interior del fluido a medir creando un diferencial de temperatura

entre las dos termorresistencias, el cual es medido en forma de señal eléctrica. El diferencial de temperatura

creado es función del flujo másico del gas, de su densidad y calor específico. El flujo del gas a través del

sensor es mantenido proporcionalmente gracias al bypass. Esta señal eléctrica es linealizada y amplificada

desde cero hasta cinco voltios, siendo esta la señal de salida del circuito puente. Esta señal de salida es

comparada con la señal fijada del set point al MFC. La diferencia entre ambas señales hace que la válvula se

cierre o se habrá para mantener constante el caudal indicado en el set point.

El caudal se especifica como un porcentaje de flujo calibrado a escala completa y se suministra al MFC

como una señal de voltaje. Se suele operar en un rango del 10 al 90% de la escala completa de apertura de

válvula, rango donde se tiene una precisión óptima. El rango de presión del gas a controlar debe de estar

dentro del rango de diseño del MFC, de lo contrario las medidas de caudal serán erróneas. Los MFC pueden

ser analógicos o digitales. Un controlador de flujo digital es normalmente capaz de controlar más de un tipo de

fluido, mientras que un controlador analógico está limitado al fluido para el cual fue calibrado.

En la instalación de estudio existen cinco Mass Flow Controllers (MFCs), uno en cada línea de suministro

Memoria Descriptiva

30

para los gases nitrógeno, hidrógeno, metano, monóxido de carbono y para la mezcla monóxido de carbono-

dimetiléter (10/1 v/v). Todos ellos situados tras el manorreductor de los distintos puntos de suministro. Estos

dispositivos se emplean para medir y controlar el flujo de dichos gases a la entrada del proceso.

Las especificaciones de dichos MFCs son los siguientes:

MFC N2: F-211CV-200-AAD-11-V

MFC H2: F-211CV-500-AAD-11-V

MFC CO: F-211CV-200-AAD-11-V

MFC CH4: F-211CV-100-AAD-11-V

MFC CO/DME: F-211CV-75-AAD-11-K

Según el código de identificación del fabricante de los MFCs (Datasheet EL-FLOW® select,

Bronkhorst®), las características de los MFCs presentes en el proceso son las siguientes:

2 1: Controlador, presión de operación de hasta 100 bar.

1CV: rango de caudal admisible [8, 25000] Nml/min, en el código de cada MFC se indica el caudal

nominal de trabajo.

A A D: Sistema de comunicación mediante cableado tipo RS232 con control analógico, el rango de la

señal de salida del controlador [0, 5] Vdc, con voltaje de suministro [+15, 24] Vdc.

1 1: con conexiones de entrada y salida de 1/8” OD tipo compresión.

K: El material de los sellos internos es Kalrez (FFKM).

V: El material de los sellos internos es de Viton.

Tras la salida de cada MFCs se dispone de un filtro antipartículas (2:5 μm) para evitar la entrada de

cualquier partícula al siguiente equipo. Para asegurar que no existe retroceso de gas debido a alguna

perturbación durante el proceso en marcha, se colocan tras los filtros unas válvulas antirretorno. El material de

los sellos internos de dichos filtros y válvulas antirretorno son los mismos que los que posee el MFC de cada

línea de gas.

En la Figura 3.8 se muestran los MFCs instalados en la planta de proceso de estudio.

Figura 3.8 MFCs de la instalación

Los MFCs están diseñados para suministrar caudal de gas en un rango de [8, 25000] Nml/min y a una

presión máxima admisible de 100 bar. La pérdida de carga mínima comprendida entre la entrada y la salida

del equipo es de 5 bar. Para su correcto funcionamiento es necesario una mínima diferencia de presión de gas

a la entrada y salida del mismo de 5 bar. La diferencia de presión máxima admisible por este caudalímetro es

de 20 bar, para diferencias de presiones mayores en la línea no sería posible el empleo de este equipo. Se

producirían daños en el mismo.


media presión

31

3.2.3.3 Cori-Flow Mass Flow Meter/Controller

El Mini Cori-flow es un medidor controlador de flujo másico para líquidos basado en el principio de

medición de Coriolis.

Este dispositivo está formado por los siguientes elementos:

Un puerto de entrada y un puerto de salida, por donde entra/sale el líquido a través del equipo.

Tubo sensor tipo Coriolis, que forma parte de un sistema oscilante.

Actuadores de vibración, que generan el movimiento oscilante del tubo sensor.

Sensor óptico, mide las variaciones de la vibración del tubo sensor.

Circuito electrónico, convierte las medidas de vibración en datos de caudal másico.

Controlador, compara la medida de caudal con el valor indicado con el set point, ajustando la apertura

de la válvula de control en función de la variación de ambos valores.

Válvula de control.

En la Figura 3.9 se muestran los principales elementos de un Mini Cori-flow:

Figura 3.9 Principales elementos de un Mini Cori-flow

Este equipo utiliza un sensor de flujo de masa tipo Coriolis, el cual contiene tubo sensor que forma parte

de un sistema oscilante. Cuando el equipo es conectado a la red de energía, el tubo sensor empieza a vibrar

inmediatamente debido a los dos actuadores. Esta vibración crea un campo magnético y varía en función del

flujo de líquido que pasa a través del tubo sensor. Las desviaciones en la vibración del tubo sensor son medidas

por el sensor óptico, dichas medidas son transformadas en valores de caudal másico por el circuito electrónico

acoplado en el Cori-flow. El controlador (tipo PID) compara la medida de flujo másico con el dato de set point

indicado, la diferencia entre ambos valores hace que el controlador ajuste apertura de la válvula de control,

obteniéndose el flujo másico requerido. (Datasheet M12V14I, Bronkhorst®).

La ventaja de los medidores de flujo másico tipo Coriolis frente a los de tipo térmico es que la medición y

el control de flujo es independiente al fluido, sin necesidad de recalibración.

Es importante que la tubería en el que esté instalado esté lo suficientemente fijada para evitar vibraciones

externas que puedan llevar a errores de medida y control.

En la instalación de estudio existe un Cori-flow Mass Flow Meter/Controller (Cori-flow), en la línea de

suministro de dimetiléter líquido, situado tras el punto de suministro de dicha línea. Este dispositivo se emplea

para medir y controlar el flujo de dicho compuesto a la entrada del proceso. Tras este dispositivo existe un

filtro antipartículas (2:5 μm) para evitar la entrada de cualquier partícula al siguiente equipo. Para asegurar que

Memoria Descriptiva

32

no existe retroceso de gas debido a alguna perturbación durante el proceso en marcha, se colocan tras el filtro

una válvula antirretorno. El material de los sellos internos de los filtros y la válvula de retención es el mismos

que los que posee el Cori-flow.

Las especificaciones de dicho Cori-flow son las siguientes:

Mini Cori-flow Coriolis Mass Flow Controller model for Liquids M12V14I-AAA-11-K-S

Según el código comercial del modelo Bronkhorst®, las características del equipo son las siguientes:

M12: Mass Flow Meter, flujo nominal de 100 g/h.

V14I: Válvula de control de flujo para líquidos, PN100.

A A D: Sistema de comunicación mediante cableado tipo RS232 con control analógico, el rango de la

señal de salida del controlador [0, 5] Vdc, con voltaje de suministro [+15, 24] Vdc.

1 1: con conexiones de entrada y salida de 1/8” OD tipo compresión.

K: El material de los sellos internos es Kalrez (FFKM).

S: Fabricado con acero inoxidable.

La pérdida de carga en el instrumento es de 5 bar, siendo el caudal mínimo admisible sin error de 0,1 g/h

y la presión máxima admisible de 100 bar. La pérdida de carga mínima comprendida entre la entrada y la

salida del equipo es de 5 bar, por tanto para control correcto del instrumento es necesario que la diferencia de

presión de gas a la entrada y salida del mismo sea de 5 bar. La diferencia de presión máxima admisible por

este caudalímetro es de 20 bar, para diferencia de presiones mayores en la línea no sería posible el empleo de

este equipo. Se daría lugar a daños en el mismo.

En la Figura 3.10 se muestra el Cori-Flow usado en el proceso de estudio.

Figura 3.10 Cori-flow de la instalación

3.2.3.4 Instalación de alimentación de líquidos

Determinados modos de operación, descritos en “3.2.4 Descripción de los modos de operación” del

presente documento, requieren el uso de sustancias en estado líquido, las cuales posteriormente son

acondicionadas hasta fase gas debido a requerimientos de las reacciones del proceso. Los equipos que forman

parte de la instalación de alimentación de líquidos se describen a continuación.

Depósito de líquido

El depósito de líquido es un recipiente diseñado para operar a presión. Su función es la de presurizar los

compuestos en fase líquida requeridos en el proceso. Dichos compuestos son metilacetato, etilacetato, metanol,

etanol y agua mili-q. El liquido con el que se rellena el depósito se prepara en el laboratorio con las

proporciones deseadas. La inyección de los líquidos se realiza manualmente previa despresurización del


media presión

33

equipo. Una adecuada presurización del depósito evita que la bomba HPLC, no se descebe al entrar en la

misma burbujas de líquido. El depósito de líquido está conectado al suministro de nitrógeno. En el caso de

situaciones de carga y vaciado del líquido se mantendrá cerrado el suministro de nitrógeno.

Los elementos que componen este equipo son los siguientes:

Manómetro incorporado en el depósito de líquido, indica la presión en el interior del equipo. Dispone

de un acople roscado, el cual permite desinstalarlo manualmente.

Punto de suministro de N2 gas, conectado al depósito mediante una válvula de aguja manual con la

que se controla el N2 gas que se introduce en el equipo. Mediante el manorreductor del punto de

suministro se regula la presión de entrada del gas al equipo. Mediante la válvula de aguja se controla

la presurización (manual) del depósito.

Entrada manual de sustancias en estado líquido requeridas según los modos de operación. Se

corresponde con la apertura que queda disponible al desinstalar el manorreductor. Se dispone de un

manguito flexible exterior que indica el nivel de líquido en el tanque.

Salida de líquido con una válvula de corte y un filtro de 2-5 micras (elimina partículas evitando que

lleguen a la bomba HPLC). Debido a que la bomba HPLC dispone de válvulas antirretorno no es

necesario instalar elementos adicionales.

Las especificaciones de diseño del depósito son: longitud 34 cm, diámetro exterior 7 cm, volumen

aproximado 1 l. Siendo la presión máxima a la que se presuriza el depósito 8 bar.

El procedimiento de carga y presurización del depósito es el siguiente:

Cerrar la válvula de aguja manual de entrada de la línea de suministro de nitrógeno gas.

Cerrar la válvula de corte de salida de liquido del depósito.

Desinstalar (desenroscando) el acople del manómetro.

Inyectar el liquido mediante una jeringa a través de la entrada que se tiene una vez desinstalado el

manómetro.

Instalar el manómetro.

Abrir lentamente la válvula de suministro de nitrógeno hasta alcanzar la presión del sistema, indicada

por el manómetro.

Abrir lentamente la válvula de corte de salida de líquido.

Poner en funcionamiento la bomba HPLC.

Cerrar la válvula de corte cuando el nivel del liquido, observado a través del manguito, sea nulo.

Cerrar la valvula de suministro de nitrógeno.

El procedimiento de despresurización del depósito es el siguiente:

Cerrar la válvula del punto de suministro de nitrógeno.

Cerrar la válvula de aguja manual de entrada de la línea de suministro de nitrógeno gas.

Cerrar la válvula de corte de salida de liquido del depósito.

Desinstalar (desenroscando) el acople del manómetro.

En la Figura 3.11 se muestra el depósito de líquido con los principales elementos de los que están

compuestos.

Memoria Descriptiva

34

Figura 3.11 Depósito de líquido de la instalación

Bomba HPLC

La función de la bomba HPLC es la de bombear los líquidos presurizados desde el depósito de líquidos

hasta el siguiente equipo de la instalación, es decir, hacia el precalentador. La bomba posee antirretornos

internos para evitar que el líquido retroceda hacia el depósito.

Las especificaciones de la bomba HPLC instalada en el proceso son las siguientes:

FLUSIS WADose-2-SS-U-S con accesorio cabezal micro WD10001.

Según el código comercial del fabricante Flusys® (Datasheet WADose HPLC Pump, Flusys®), las

características del equipo son las siguientes:

2: caudal nominal máximo de 2 ml/min.

SS: material de acero inoxidable.

U: rango de la señal de salida [0,10] V.

S: diseño estándar.

WD10001: cabezal micro de caudal máximo 2 ml/min con válvulas de retención incluidas.

En la Figura 3.12 se muestra la bomba HPLC instalada en el proceso de estudio.

Figura 3.12 Bomba HPLC de la instalación

Las bombas de este tipo son dosificadoras de líquidos en instalaciones en las que se requiere precisión y

trabajo a presión. El cabezal de la bomba es un sistema de doble pistón (con dos válvulas de retención): el

pistón de impulsión funciona con una longitud de carrera de 2 mm y el pistón de amortiguación de 1 mm. Esta

configuración da como resultado un volumen de suministro de 20 μl por carrera.

Los dos pistones de la bomba están dispuestos en direcciones opuestas. Este diseño de la bomba es muy

eficiente, porque mientras el pistón de amortiguamiento se está llenando con el líquido, el pistón de suministro

está entregando líquido al sistema. Este desfase de 180º en el funcionamiento de los pistones produce un flujo

de líquido con pulsación residual baja. El uso de un motor paso a paso controlado por velocidad proporciona

un soporte uniforme incluso en contrapresión fuertemente variable.


media presión

35

Válvula de retención

A la salida de la bomba HPLC hay instalada una válvula antirretorno de pérdida de carga ajustable (valve

pressure regulator). La función de dicha válvula no es la de evitar el retroceso de líquido hacia el depósito,

pues la bomba HPLC posee antirretorno interno, sino la de permitir la desconexión de la línea de líquido sin

que se despresurice el sistema.

Según el fabricante (Datasheet Poppet Check Valves, Swagelok), el número de serie SS-4CA-KZ-350, el

material del cuerpo de la válvula es de acero inoxidable, para conductos de ¼ pulgadas, con juntas de conexión

de Kalrez resistente a la corrosión, siendo el rango de pérdida de carga de operación de 350 a 600 bar.

3.2.3.5 Precalentador

El precalentador es un depósito a presión fabricado de carburo de silicio, material con temperatura de

descomposición de 2730ᵒC, mucho mayor que el rango de temperaturas de operación. Es el equipo que recibe

las sustancias del proceso ya sean gaseosas o líquidas desde las distintas líneas de suministro.

Las funciones de este equipo son las siguientes:

Acondicionamiento de los gases procedentes de los puntos de suministro hasta la temperatura de

operación.

Evaporación de los líquidos procedentes de la instalación de suministro de líquidos.

La función principal del precalentador es la de asegurar un correcto mezclado del DME líquido con el

resto de gases alimentados.

El precalentador solo se utiliza en la operación de alimentación de DME líquido. En el caso de

alimentación gaseosa CO/DME se prescinde del mismo, pues experimentalmente se ha comprobado que la

homogeneización es correcta, eliminando así tiempo y volumen muerto al sistema.

Las líneas de salida de los MFCs (CH4, CO, DME, H2, CO/DME) se unen mediante dos conexiones tipo

T y una conexión tipo Cruz, dando lugar a una única línea de gas. Esta línea se une mediante una conexión tipo

T a la línea de DME líquido, dando lugar la línea de entrada al precalentador.

La línea de líquidos a la salida de la bomba HPLC se une a la línea anterior bifásica mediante una

conexión tipo Cruz. Dando lugar a una única línea de entrada al precalentador y a una línea de conexión al

resto del proceso hacia los reactores.

Se dispone de una válvula manual de aguja para la línea de entrada al precalentador. Esta válvula permite

cambiar los modos de operación de la planta en la operación con alimentación únicamente gaseosa, en la cual

se prescinde su uso.

La línea de salida del precalentador se une a la línea de proceso hacia la entrada a los reactores mediante

una válvula de aguja manual.

En la Figura 3.13 se muestra el precalentador instalado en el proceso de estudio.

Figura 3.13 Precalentador de la instalación

Memoria Descriptiva

36

3.2.3.6 Reactores y Hornos

La instalación dispone de dos reactores tubulares de lecho catalítico, construidos en acero ASTM 304,

con medidas 330x8.2 mm.

Las líneas de entrada y salida de dichos reactores están comunicadas por un juego de válvulas de aguja

manuales, las cuales permiten los diferentes modos de operación.

Dado que el proceso requiere realizarse a temperatura se emplean dos hornos, uno en cada reactor. Son de

tipo tubulares abisagrados, construidos en acero inoxidable, con caña pirométrica de seguridad.

En la Figura 3.14 se muestran uno de los reactores junto con uno de los hornos instalados en el proceso.

Figura 3.14 Reactor y Horno en la instalación

3.2.3.7 Sistemas de aporte de calor de la instalación y control de temperatura

El proceso de estudio requiere un control preciso de la temperatura de operación, siendo esta de

[170, 240] ºC en el primer reactor y de 200ºC en el segundo. El aporte de calor y el control de temperatura se

lleva a cabo tanto en el precalentador, los dos reactores, los dos hornos y en cada línea de proceso

comprendida entre la entrada a los reactores y la línea de salida del proceso mediante diferentes mantas

térmicas eléctricas. Todo ello se describe a continuación.

Precalentador

El precalentador se calorífuga mediante una manta eléctrica que lo rodea externamente, fabricada de fibra

de vidrio. Dicha manta opera con voltaje máximo de 230 V, regulado a través de relé. De potencia máxima

360 W, con longitud 2.5 m, siendo la temperatura máxima de 300 ºC.

El control de temperatura se establece con un termopar monopunto tipo K (TT1) y un controlador (TC1)

P&ID que actúa sobre la resistencia de la manta eléctrica. La temperatura que se debe alcanzar en el equipo es

de [170, 175] ºC, para las condiciones nominales de operación.

Se establece control de seguridad por alta temperatura TSH1 en el precalentador, con temperatura

máxima de 300ºC (variable), temperatura a la cual se paraliza toda la planta.

Reactores y hornos

El aporte de calor en el horno se realiza mediante resistencia arrollada de Kanthal A1, con temperatura

máxima de 1100ºC, de material refractario para minimizar pérdidas al exterior y riesgo por quemaduras.

El control de la temperatura de los reactores se realiza mediante un termopar multipunto tipo K (de dos

indicadores y uno indicador-transmisor) asociado al controlador de temperatura correspondiente a cada reactor.

(TT3, TT4, TT5, TC3, TT7, TT8, TT9, TC5). Cada controlador regula el aporte de calor necesario que debe

suministrar cada horno.

Se establece control por alta temperatura en ambos hornos mediante cañas pirométricas de seguridad

(TSH2 y TSH3), son de tipo axial situados en la superficie de los reactores, con temperatura máxima de uso de

900 ºC, temperatura a la cual se paraliza toda la planta.

Como se ha comentado anteriormente, la temperatura de operación en los reactores es de [170, 240] ºC en

el primero y de 200ºC en el segundo.


media presión

37

Líneas de proceso

Las líneas de proceso están calorifugadas a 170-175ºC mediante mantas eléctricas de voltaje máximo de

230 V, regulado a través de relé. De potencia máxima 360 W y longitud 2.5 m, siendo la temperatura máxima

de 300 ºC. El control de temperaturas se realiza en cada manta mediante termopares monopunto tipo K (TT2,

TT6, TT10) con controladores de temperatura.

La primera manta eléctrica abarca las líneas de entrada al primer y segundo reactor (TT2 y TC2); la

segunda manta eléctrica abarca la línea de bypass correspondiente a la salida del reactor 1 y entrada al reactor

2 (TT6 y TC4); la tercera manta eléctrica abarca la línea de salida del proceso hacia la entrada al cromatógrafo

de gases (TT10 y TC6).

3.2.3.8 Control de presión de operación del proceso

Debido a que el proceso transcurre en fase gas, el control de la presión en el mismo es fundamental.

Se establece un lazo de control de presión mediante el transmisor de presión PT1 situado en la línea de

entrada al reactor 1, el controlador de presión PC actúa sobre una válvula milimíter situada en la línea de

salida del proceso. El set point de dicho controlador es la presión de operación requerida. Mediante este lazo

de presión se controla la presión de operación y el tiempo de residencia de los gases en los reactores y

precalentador.

En la línea de salida de los reactores está instalado un transmisor de presión PT2 cuya función es la de

medir la presión aguas abajo del lecho, y determinar así la pérdida de carga del lecho por diferencia con PT1.

3.2.3.9 Catalizadores de proceso

En el primer reactor se emplea catalizador de zeolitas de tipo H-MORDENITA (SAR=18), y en el

segundo reactor un catalizador de Cu/ZnO.

Al finalizar los ensayos, los lechos catalíticos se limpian mediante barrido con nitrógeno o argón para

eliminar los restos de reactivos. En el caso del lecho de zeolitas, tras la limpiezas es necesario reemplazar el

lecho por una carga nueva. Alternativamente, la zeolita puede someterse a un proceso de regeneración con aire

para quemar el coque producido y de esta forma seguir utilizándola; es necesario un control exhaustivo de la

temperatura del proceso de regeneración en todo momento para evitar riesgos.

3.2.3.10 Cromatógrafo de gases

El uso de los inertes nitrógeno y metano en todos los modos de operación se debe a requerimientos del

cromatógrafo de gases, el cual requiere dichos gases para una correcta cuantificación analítica de los analitos.

3.2.4 Condiciones de operación. Modos de operación en la instalación

Como se ha comentado anteriormente, el proceso consiste en una primera etapa en la cual se produce la

carbonilación de dimetiléter (DME) empleando una zeolita denominada mordenita y obteniéndose

metilacetato (MA) (1). Posteriormente, en una segunda etapa, el metilacetato se hidrogena en un lecho

catalítico de Cu/ZnO para dar etanol y metanol (2). A continuación se muestran resumidas estas reacciones:

CO + CH3OCH3

𝐻−𝑀𝑂𝑅 CH3COOCH3 (1)

CH3COOCH3 + 2H2

𝐶𝑢/𝑍𝑛𝑂 CH3CH2OH + CH3OH(2)

En el transcurso de la segunda etapa de reacción, en el segundo reactor, se produce una reacción

secundaria como consecuencia de la interacción del etanol formado con moléculas de metilacetato sin

reaccionar, formándose etilacetato y metanol. Esta reacción se considera indeseable puesto que parte del etanol

producido se transforma en otro alcohol más simple (metanol), viéndose reducida así la selectividad al

Memoria Descriptiva

38

producto deseado. No obstante, el etilacetato así formado puede igualmente hidrogenarse en presencia del

mismo catalizador para producir más etanol.

En la Tabla 3.4 se muestran las condiciones de operación nominales y máximas en la carbonilación de

dimetiléter, primera etapa de reacción.

Carbonilación

DME

N2

(NmL/min)

CO

(NmL/min)

DME*

(NmL/min)

CH4

(NmL/min)

P

(bar)

T

(ºC)

Nominal 12 40 4 6 12 170

Máximo 200 300 160 80 70 240

*DME puede alimentarse mediante una botella de DME líquido o mezclado con CO en proporción

CO/DME=10/1 (mezcla certificada).

Tabla 3.4 Condiciones de operación en la primera etapa de reacción.

En la Tabla 3.5 se muestran las condiciones de operación nominales y máximas en la hidrogenación de

metilacetato, segunda etapa de reacción.

Hidrogenación

metilacetato N2** H2** CO** CH4** MA** Metanol** EA**

P

(bar)

T

(ºC)

Nominal 28-99 110 99 14 9.74 0.09 1.08 20 220

Máximo 200 300 300 80 43.05 2.78 4.78 25 220

**Caudales en NmL/min.

Tabla 3.5 Condiciones de operación en la segunda etapa de reacción.

En la Tabla 3.6 se muestran los valores nominales, máximos, mínimos y admisibles de presión,

temperatura y caudal de los equipos e instrumentos presentes en la instalación, así como los valores de las

alarmas de seguridad instaladas.


media presión

39

Equipo

Instrumento P (bar)

Caudal

(NmL/min) T (ºC)

Central de gases Preducción: 150

Pmínima: 20 - -

Puntos de

suministro Preducción= Poperación + 20 - -

MFCs, Coriflow

Pmáxima_admisible: 100

∆Pmínima: 5

∆Pmáxima:20

- -

Depósito líquidos Pmáxima: 8 - -

Bomba HPLC - Qmáx: 2 -

Precalentador Pmáxima_admisible: 100 -

Tmáxima_admisible: 2730

Tmáxima: 300

Tnominal: [170, 175]

TSH1: 300 (variable)

Reactores Hornos

Pmáxima_admisible: 100

Pnominal_R1: 12

Pnominal_R2: 20

Pmáxima_R1: 70

Pmáxima_R2: 25

-


Tnominal_R1: [170, 240]

Tnominal_R2: 220



Líneas de proceso

Mantas eléctricas - -


Tnominal: 170÷175

La presión máxima admisible de la instalación es de 100 bar.

Tabla 3.6 Valores de presión, temperatura y caudal de equipos e instrumentos de la instalación

3.2.4.1 Modo de operación 1: primera etapa de reacción, DME líquido

En este modo de operación se estudia la primera etapa de reacción del proceso, en los casos en los que se

quiere operar con proporciones distintas de CO/DME a 10/1 en volumen. Como se ha indicado anteriormente,

solo en este modo se emplea el precalentador, para evaporar el DME líquido (ya que la reacción se debe dar en

fase gaseosa) y asegurar la correcta homogeneización de la corriente de entrada al reactor.

Se precisan las líneas de suministro de nitrógeno, metano, monóxido de carbono, DME líquido,

precalentador y el reactor R1. La posición de las distintas válvulas de la instalación en este modo de operación

es el siguiente:

Las válvulas V4, V5, V6 y V27 se regulan en función de la necesidad de operación.

V9, V10 y V11 se regulan si se está presurizando con nitrógeno la botella de DME líquido, en caso

contrario, permanecen cerradas.

V16, V17, V19, V20, V26 permanecen abiertas.

Se mantienen cerradas las válvulas V7, V8, V15, V18, V21, V22 y V25. El resto de válvulas, que no

intervienen en el proceso, se mantienen cerradas por seguridad.

La presión en cada punto de suministro de gas, se regula manualmente hasta la presión requerida

mediante las válvulas V4, V5 y V6. Dichas válvulas están situadas antes de la entrada a los Mass Flow

Memoria Descriptiva

40

Controllers MFC1, MFC2 y MFC3, los cuales han sido programados previamente.

Para la presurización de la botella de DME, a la presión de requerida por operación, se emplea un punto

de suministro de nitrógeno. Para ello se regula la presión del punto de suministro mediante V9, posteriormente

se conecta a la línea de DME mediante V10. Para la presurización se abre lenta y progresivamente V10 y V11. El

Cori-Flow controller ha de ser programado previamente.

Progresivamente, la corriente de reactivos pasa al precalentador, donde adquieren la temperatura y

homogeneización adecuada. Posteriormente pasan al reactor R1. El tiempo de residencia de los reactivos en el

precalentador y en el reactor R1 viene determinado por el lazo de control de presión. Dicho lazo de control

viene determinado por V27, PI y PT1. Las líneas comprendidas entre el precalentador, reactor R1 y línea de

salida del proceso están calorifugadas mediante la primera y tercera manta eléctrica.

La temperatura en el reactor es suministrada por el horno correspondiente y controlada por el lazo de

control formado por TT3, TT4, TT5, TC3 y TSH2.

La salida del proceso estará compuesta por los inertes hidrógeno y nitrógeno, monóxido de carbono y

DME sin reaccionar, metilacetato y metanol formados.

3.2.4.2 Modo de operación 2: primera etapa de reacción, CO/DME gas

En este modo de operación se estudia la primera etapa de reacción del proceso, en los casos en los que se

quiere operar con proporción CO/DME 10/1 en volumen. Como se ha indicado anteriormente, en el caso de

alimentación DME gas se prescinde del uso del precalentador.

Se precisan las líneas de suministro de nitrógeno, metano, CO/DME y el reactor R1. La posición de las

distintas válvulas de la instalación en este modo de operación es el siguiente:

Las válvulas V4, V5, V7, V27 se regulan en función de la necesidad de operación.

V18, V19, V20 y V26 permanecen abiertas.

Se mantienen cerradas las válvulas V6, V8, V10, V11, V15, V16, V17, V21, V22 y V25.

El resto de válvulas, que no intervienen en el proceso, se mantienen cerradas por seguridad.

La presión en cada punto de suministro de gas se regula manualmente, hasta la presión requerida,



Progresivamente la corriente de reactivos pasa al reactor R1. El tiempo de residencia de los reactivos en el

mismo viene determinado por el lazo de control de presión. Dicho lazo de control está compuesto por V27, PI y

PT1. La de las líneas de entrada y salida del reactor R1, así como la línea de salida del proceso están

calorifugadas mediante la primera y tercera manta eléctrica.




DME sin reaccionar, metilacetato y metanol formados.

3.2.4.3 Modo de operación 3: segunda etapa de reacción

En este modo de operación se estudia la segunda etapa de reacción del proceso. En este caso es necesario

el uso de las líneas asociadas al depósito de líquidos. Se adquieren comercialmente metilacetato, etilacetato,

metanol y etanol. El agua es de tipo mili-q, obtenida en el laboratorio. Se preparan disoluciones de

composición necesaria para cada ensayo, las cuales son alimentadas al depósito de líquidos antes de la

presurización del mismo.

Experimentalmente se ha comprobado que no es necesario el uso del precalentador, no existen problemas

de evaporación de dichos compuestos (con puntos de ebullición superiores al DME) ni de mezclado. Este

hecho supone menores tiempos de operación al eliminarse el volumen muerto que proporciona el

precalentador.


media presión

41

Se precisan las líneas de suministro de nitrógeno, metano, hidrógeno, depósito de líquidos y el reactor R2.

La posición de las distintas válvulas de la instalación en este modo de operación es el siguiente:

Las válvulas V4, V5, V8, V12, V13 y V27 se regulan en función de la necesidad de operación.

Las válvulas V14,V15,V25 V18, V22 y V24 permanecen abiertas.

Se mantienen cerradas las válvulas V6, V7, V10, V11, V16, V17, V19, V23 y V26.

El resto de válvulas, que no intervienen en el proceso, se mantienen cerradas por seguridad.

La presión en cada punto de suministro de gas se regula manualmente, hasta la presión requerida,



Tras la carga manual de líquido, se presuriza el depósito tal y como queda explicado en “3.2.3.4

Instalación de alimentación de líquidos”. Con V13 y V14 cerradas, se adapta la presión de la línea de suministro

de nitrógeno mediante V12, presurizándose el depósito posteriormente regulando V13. Una vez presurizado se

cierra manualmente V13 y se abre manualmente V14 y progresivamente V15; permitiendo la actuación de la

bomba HPLC para la impulsión de la corriente líquida a presión.

Progresivamente la corriente de reactivos pasa al reactor R2. El tiempo de residencia de los reactivos en el

mismo viene determinado por el lazo de control de presión. Dicho lazo de control viene determinado por V27,

PI y PT1. La de las líneas de entrada y salida del reactor R2, así como la línea de salida del proceso están

calorifugadas mediante la segunda y tercera manta eléctrica.



La corriente de salida está compuesta por reactivos no reaccionados (metilacetato, etilacetato, metanol,

agua) y etanol.

3.2.4.4 Modo de operación 4: Proceso completo, DME líquido

En este modo de operación se estudia el proceso completo en los casos en los que se quiere operar con

proporciones distintas de CO/DME a 10/1 en volumen. Para ello se emplearán todas las líneas del proceso

salvo las relacionadas con el suministro de la mezcla CO/DME gas y las correspondientes al depósito de

líquidos.


Permanecerán cerradas las válvulas V7, V12, V15, V19 y V23.

Las válvulas V4, V5, V6, V8, V27 se regulan en función de la necesidad de operación. En el caso de

necesidad de presurizar la botella de DME líquido se regula la presión del punto de suministro de

nitrógeno mediante V9, posteriormente se conecta a la línea de DME mediante V10. Para la

presurización se abre lenta y progresivamente V10 y V11. El Cori-Flow controller ha de ser programada

previamente.

El resto de válvulas que intervienen en este modo de operación permanecerán abiertas.


mediante las válvulas V4, V5, V6 y V8. Dichas válvulas están situadas antes de la entrada a los Mass Flow


Progresivamente la corriente de reactivos pasa al precalentador, donde adquieren la temperatura y

homogeneización adecuada. Posteriormente pasan al reactor R1 y seguidamente al reactor R2. El tiempo de

residencia de los reactivos en el precalentador y en los reactores viene determinado por el lazo de control de

presión. Dicho lazo de control viene determinado por V27, PI y PT1. La de las líneas comprendidas entre el

precalentador, los reactores y línea de salida están calorifugadas mediante la primera, segunda y tercera manta

eléctrica.

La temperatura en los reactores es suministrada por el horno correspondiente y controlada por el lazo de

control propio de cada reactor (TT3, TT4, TT5, TC3,TSH2, TT7, TT8, TT9, TC5 TSH3).

Memoria Descriptiva

42


DME sin reaccionar, metilacetato, etilacetato, metanol, agua y etanol.

3.2.4.5 Modo de operación 5: proceso completo, CO/DME gas

En este modo de operación se estudia el proceso completo en los casos en los que se quiere operar con

proporción CO/DME 10/1 en volumen. Para ello se emplearán todas las líneas del proceso salvo las

relacionadas con el suministro de DME líquido y monóxido, así como las correspondientes al depósito de

líquidos y el precalentador.


Permanecerán cerradas las válvulas V9, V10, V11, V14 ,V15, V16, V17, V22 y V26.

Las válvulas V4, V5, V6, V7, V8, V27 se regulan en función de la necesidad de operación.

El resto de válvulas, que intervienen en este modo de operación permanecerán abiertas.


mediante las válvulas V4, V5, V6, V7 y V8 situadas antes de la entrada a los Mass Flow Controllers MFC1,

MFC2 y MFC3; los cuales han sido programados previamente.

Progresivamente la corriente de reactivos pasa al reactor R1 y seguidamente al reactor R2. El tiempo de

residencia de los reactivos en ambos viene determinado por el lazo de control de presión. Dicho lazo de control

viene determinado por V27, PI y PT1. Las líneas comprendidas entre los reactores y línea de salida del proceso

están calorifugadas mediante la primera, segunda y tercera manta eléctrica.

La temperatura en los reactores es suministrada por el horno correspondiente y controlada por el lazo de

control de temperatura propio de cada reactor (TT3, TT4, TT5, TC3,TSH2, TT7, TT8, TT9, TC5, TSH3).


DME sin reaccionar, metilacetato, etilacetato, metanol, agua y etanol.

En el caso en el que se quiera estudiar los posibles efectos de los diversos compuestos en las reacciones

(por ejemplo, el efecto del metanol en la carbonilación y/o hidrogenación), se emplearía las líneas

correspondientes al depósito de líquidos y la alimentación del DME sería en fase gas.


media presión

43

4 MEMORIA DE CÁLCULO

4.1 Selección de nodos de estudio

La selección de los nodos de estudio se ha realizado considerando un hipotético caso en el que toda la

instalación está involucrada en la operación. Para los restantes modos de operación se tendrán en cuenta los

nodos según las instalaciones involucradas en cada caso.

La selección de nodos es la siguiente:

o Nodo 1: Central de gases.

o Nodo 2: Líneas de suministro de gases al proceso.

o Nodo 3: Suministro DME líquido.

o Nodo 4: Suministro de compuestos líquidos.

o Nodo 5: Precalentador.

o Nodo 6: Reactor 1 y Horno 1.

o Nodo 7: Reactor 2 y Horno 2.

o Nodo 8: Lazo de control de presión.

o Nodo 9: Mantas eléctricas.

4.2 Aplicación del método a los nodos

Para la aplicación del método a los nodos se ha considerado las variables a tener en cuenta en cada nodo,

estudiando sus desviaciones mediante la aplicación de las palabras guía. Se han desarrollado las causas

posibles de dichas desviaciones, así como las consecuencias posibles. Además, se han indicado las medidas

correctoras para dichas desviaciones.

4.2.1 Aplicación del método al Nodo 1: CENTRAL DE GASES

En el caso del presente nodo, se estudian las desviaciones de las variables a considerar, así como las

posibles causas para una central de gas tipo. Las consecuencias posibles se han analizado para cada central de

gas en particular. Las medidas correctoras expuestas son aplicables para todas las centrales de gases presentes

en la instalación.

En la Figura 4.1 se muestra una central de gas tipo, compuesta por la botella de gas, línea principal de la

central de gases, acoples de unión, válvula de purga, así como las válvulas y indicadores de presión del

conjunto manorreductor.

Memoria de Cálculo

44

Figura 4.1 Central de gas genérica

NODO 1: Central de gases

VARIABLE: PRESIÓN

PALABRA CLAVE: NO

DESVIACIÓN: Presión nula de gas de suministro

Para aplicar esta desviación se tiene como referencia el final de la línea de una central de gases genérica.

Se considera que no hay presión tras la válvula V3. Se estudiarán las causas posibles, sus efectos en el resto de

los nodos y las medidas correctoras; todo ello para cada gas presente en el proceso.

CAUSAS POSIBLES

Agotamiento de la botella de gas, debido a los siguientes motivos:

Su consumo en el proceso.

Fugas en los racores de unión entre la botella y la conexión a la línea L1 de la central de gases.

Fugas en la tubería L1 a través de picaduras o grietas debido a su deterioro.

Mal cierre de la válvula de purga.

Cierre por error de las válvulas V2 y/o V3, cerrando el suministro de gas a la instalación.

CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LA CENTRAL DE GAS NITRÓGENO

o Fuga de gas nitrógeno

Las fugas de gases pueden generar atmósferas suboxigenadas por desplazamiento del aire, en recintos o

áreas confinadas, semicerradas, o mal ventiladas.

Los gases inertes, son incoloros, inodoros e insípidos, por lo que su efecto asfixiante al desplazar el aire

se produce sin ningún signo fisiológico preliminar que señale su presencia. En este sentido son por tanto

mucho más peligrosos que los gases tóxicos (a excepción del monóxido de carbono) de los que basta una

pequeña concentración ambiental para que su olor característico y penetrante delaten su presencia.

La simple inhalación de dos bocanadas de un gas basta para perder la consciencia y en pocos minutos

producir lesiones cerebrales irreversibles o la muerte por asfixia, si no se produce una reanimación inmediata.

En el caso de estudio, la caseta de gases se considera un recinto poco confinado debido a la existencia de

un muro en el que se instala la tubería principal L1 y de un techado. Está instalada en el exterior, lo cual


media presión

45

asegura su correcta ventilación de forma natural. Debido a estas características no existen peligros para el

operario debido a una fuga en la instalación de gas nitrógeno.

o No alimentación en línea de gas nitrógeno al proceso (Nodo 2)

Durante la operación de la instalación, la falta de suministro al proceso de gas nitrógeno no supone fallo

de operación. Es decir, no se produce fallo en el precalentador, en los reactores ni en el sistema de control de

presión de la instalación. Los problemas posibles están fuera del alcance de este proyecto de estudio, pues

afecta a la inviabilidad de la medida por parte de los equipos analíticos y al proceso de purga.

La purga de la instalación se realiza mediante alimentación de nitrógeno al sistema. La falta de suministro

de gas nitrógeno durante el purgado de la instalación supone riesgos debido a que la instalación no quedaría

exenta de gases de proceso. Puede provocar contaminación de una nueva operación, reacciones indeseadas en

los equipos, presurización de zonas de la instalación mientras no está en funcionamiento. Supondría pérdidas

económicas de operación, al no poder cuantificar ni estudiar los resultados.

o No alimentación de gas nitrógeno en línea de alimentación DME líquido (Nodo 3)

El suministro de nitrógeno gas no siempre está conectado a la línea de alimentación de DME líquido.

Solo en los casos en que la presión de la botella de DME líquido sea mayor a la presión de operación se

prescinde del suministro de nitrógeno gas.

Cuando la presión de la botella de DME es suficiente para la operación, no existe consecuencias sobre la

línea debido a la falta de suministro de gas nitrógeno.

Cuando se requiera presurizar la botella de DME liquido y no se suministre nitrógeno gas implica la no

alimentación de DME liquido al proceso. De esta forma no se podría estudiar la primera etapa de reacción del

proceso en la cual reaccionan el DME con el monóxido de carbono para generar dimetiléter. A su vez, se

producen mayores presiones parciales de hidrógeno gas al final del proceso en el segundo reactor como

consecuencia de la ausencia de metilacetato.

En este caso se tendría una mezcla gases inflamables (hidrógeno y metano) y gas tóxico (CO), de mayor

presión parcial de la esperada si se hubiese consumido el hidrógeno y monóxido en el proceso. Dichas

presiones mayores pueden dar lugar a fugas en los sistemas de instrumentación por fallos en los sellos de

instrumentos de la instalación, dando lugar a los distintos efectos descritos en el Anexo 3 del presente

documento.

En el proceso productivo no está presente el oxígeno, por lo que el riesgo por ignición del hidrógeno en el

interior de la instalación es mínimo. Sin embargo, puede ocurrir que debido a una fuga se provoque presión

ligeramente menor a la atmosférica, lo que produciría entrada de oxígeno gas al proceso, y posterior fuego si se

generase alguna fuente de ignición.

o No alimentación en línea de suministro de compuestos líquidos (Nodo 4)

El punto de suministro de nitrógeno gas se emplea para presurizar el depósito de líquidos tras su carga de

líquidos, esta maniobra la realiza el operario manualmente, no supone probabilidad de fallo debido a que esta

acción está supervisada.

CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LA CENTRAL DE GAS METANO

o Fuga de metano gas

El metano se trata de un gas extremadamente inflamable, siendo las mezclas de metano y aire

extremadamente explosiva. Los distintos tipos de accidentes que pueden ocurrir tras una fuga de gas

inflamable a la atmósfera se detallan en el Anexo 2 del presente documento.

Cabe destacar que las fugas de gases pueden generar atmósferas suboxigenadas por desplazamiento del

aire, en recintos o áreas confinadas, semicerradas o mal ventiladas. Sin embargo, debido al olor característico

del metano, fugas de dicho gas pueden ser advertidas con rapidez por el operario.




Memoria de Cálculo

46

operario debido a una fuga en la instalación de gas metano.

o No alimentación en línea de gas metano al proceso (Nodo 2)

No supone fallo de operación ni de seguridad el hecho de no suministrar metano al proceso a través del

Nodo 2. No supone fallo para el precalentador, los reactores ni para el sistema de control de presión de la

instalación.

El único problema posible está fuera del alcance de este proyecto de estudio, pues afecta a la inviabilidad

de la medida por parte de los equipos analíticos. Supondría pérdidas económicas de operación, al no poder

cuantificar ni estudiar los resultados de la operación. Al igual que ocurre con el nitrógeno, ambos gases son

inertes para el proceso.

CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LA CENTRAL DE MONÓXIDO DE CARBONO

o Fuga de monóxido de carbono gas

El monóxido de carbono se trata de un gas extremadamente inflamable y tóxico. Los distintos tipos de

accidentes que pueden ocurrir tras una fuga de gas inflamable a la atmósfera se detallan en el Anexo 2 del

presente documento.

Se trata de un gas incoloro, inodoro e insípido, por lo que su efecto asfixiante al desplazar al aire, se

produce sin ningún signo fisiológico preliminar que señale su presencia.

La simple inhalación de dos bocanadas de un gas basta para perder la consciencia y en muy pocos

minutos producir lesiones cerebrales irreversibles o la muerte por asfixia, si no se produce una reanimación

inmediata.




operario debido a una fuga en la instalación de gas monóxido de carbono.

o No alimentación en línea de monóxido de carbono al proceso (Nodo 2)

No supone fallo de seguridad el hecho de no suministrar monóxido de carbono al proceso en el Nodo 2.

El monóxido de carbono se consume en la primera etapa de reacción en el primer reactor. Al no

alimentarse al proceso, no se consume el DME ni se genera metilacetato. Este hecho conlleva a que el

hidrógeno alimentado no se consuma en la segunda etapa de reacción. Por tanto, la falta de alimentación de

monóxido de carbono implica mayores presiones parciales de hidrógeno gas en el segundo reactor.

En este caso se tendría una mezcla gases inflamables (hidrógeno y metano), de mayor presión parcial de

la esperada que si se hubiese consumido el hidrógeno y monóxido en el proceso. Dichas presiones pueden dar

lugar a fugas en los sistemas de instrumentación por fallos en los sellos de instrumentos de la instalación,

dando lugar a los distintos efectos descritos en el Anexo 3 del presente documento.





CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LA CENTRAL DE GAS MEZCLA CO/DME

o Fuga de CO/DME gas

La mezcla CO/DME es extremadamente inflamable y explosiva. Las consecuencias son análogas a fugas

de monóxido de carbono. Las consecuencias derivadas de fugas de gases inflamables quedan descritos en el

Anexo 2 del presente documento.

o No alimentación en línea de mezcla CO/DME en el proceso (Nodo 2)


media presión

47

No supone fallo de seguridad el hecho de no suministrar monóxido de carbono al proceso en el Nodo 2.

El monóxido de carbono y el DME reaccionan en la primera etapa de reacción en el primer reactor. Al no

alimentarse al proceso no se genera metilacetato. Este hecho conlleva a que el hidrógeno alimentado no se

consuma en la segunda etapa de reacción. Por tanto, la falta de alimentación de ambos reactivos implica

mayores presiones parciales de hidrógeno gas en el segundo reactor.


la esperada que si se hubiese consumido el hidrógeno y monóxido en el proceso. Dichas presiones pueden dar







CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LA CENTRAL DE HIDRÓGENO

o Fuga de hidrógeno gas

El hidrógeno es un gas extremadamente inflamable y explosivo. Pequeñas fugas de hidrógeno pueden

provocar consecuencias importantes en el resto de la instalación.

Puede generar atmósferas suboxigenadas por desplazamiento del aire, en recintos o áreas confinadas,

semicerradas o mal ventiladas. Por tanto existe el riesgo de asfixia por disminución del contenido de oxigeno

en el aire.

Los efectos en la instalación y las consecuencias derivadas de fugas de gases inflamables quedan descritas

en los Anexos 2 y 3 del presente documento.




operario debido a una fuga en la instalación de gas hidrógeno.

o No alimentación en línea hidrógeno en el proceso

No supone fallo de seguridad el hecho de no suministrar hidrógeno al proceso en el Nodo 2.

El hidrógeno reacciona en la segunda etapa de reacción con metilacetato y con etilacetato, un producto

secundario de la reacción. La falta de alimentación de hidrógeno al proceso supone no poder estudiar la

segunda etapa de reacción. No supone fallos ni riesgos para la instalación. Si cabe tener en cuenta las pérdidas

económicas que supone la operación del proceso.

CONSECUENCIAS EN EL PRECALENTADOR (NODO 5)

En el caso del precalentador, no se ve afectado por la falta de alimentación de cualquiera de los gases de

proceso. Simplemente el efecto sobre el equipo consiste en menores requerimientos de energía eléctrica para

elevar la temperatura de reactivos hasta la del proceso.

CONSECUENCIAS EN EL LAZO DE CONTROL DE PRESIÓN (NODO 8)

No existe ningún efecto derivado de la falta de alimentación de cualquier reactivo. Ante una desviación,

el lazo de control de presión tendrá en cuenta la diferencia de presión entre la entrada y salida de los reactores,

sin distinguir entre compuestos químicos.

CONSECUENCIAS EN EL SALIDA DE PURGA

No se tienen peligros derivados del uso del sistema de purga de la central de gases debido a que la salida

de la misma está localizada a una altura adecuada que permite la correcta dispersión de los gases en la

Memoria de Cálculo

48

atmósfera de forma segura.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 1

Tras el cambio de botellas de gas se debe comprobar la estanqueidad del montaje una vez conectados los

reductores, racores, etc. El procedimiento más simple, una vez puesto bajo presión, es el empleo de una

solución tenso-activa, como agua jabonosa, o bien si se tratara de detectar fugas muy pequeñas, empleando

papel reactivo muy sensible o detectores ionizantes.

Comprobar que las válvulas de purga están cerradas correctamente.

Medida correctora 2

Implantar un registro de datos sobre las revisiones de mantenimiento realizadas por el personal del

laboratorio indicando fecha, actividades realizadas, operador, anomalías detectadas, …, siendo este revisado

por el responsable de laboratorio. Se ha de realizar comprobaciones establecidas en el tiempo según el uso de

la instalación, renovar los dispositivos con periodicidad y ante fallo. El mismo responsable debe de asegurar

que la instalación cumple con las revisiones.

Medida correctora 3

Cambiar el sistema actual de central de gases por un manifold para asegurar el suministro de los gases

eliminando así los problemas relacionados con el agotamiento de las botellas de gas.

Una opción es la instalación de un manifold automático. Se trata de una unidad de regulación y cambio

totalmente automática para aplicaciones industriales, que permite suministro continuo de gas, sin diferencial de

presión, garantizando un agotamiento máximo de las botellas de gas hasta la presión mínima posible. Está

compuesta de dos reguladores de presión ajustable, una unidad de conmutación con dos electroválvulas. La

señal de fuente agotada es ajustable según necesidad, mediante los manómetros de contacto inductivos y

cuando cae por debajo de los valores fijados, la unidad cambia automáticamente al lado lleno. La unidad de

control permite también seleccionar manualmente el lado del cual se va a consumir.

En la Figura 4.2 se muestra un manifold automático para una central de gases genérica.

Figura 4.2 Manifold automático

Otra opción es cambiar el sistema actual de central de gases por un manifold manual. En comparación

con el automático, al reducirse la instrumentación se reduce el número de conexiones y por tanto el riesgo de

fugas. Permite tener una fuente principal y otra de reserva al igual que el automático, con la desventaja de los

posibles problemas que pueda ocasionar el descuido del cambio manual por parte del operador. Son más

baratos que los automáticos. Implantar un registro de datos diarios de condiciones de suministro de la botella

de gas en uso, a realizar por el personal del laboratorio indicando fecha, presión disponible en la botella y

presión reducida, presión en la botella de reserva, operador y consumo de gas previsto. Este registro ha de ser


media presión

49

revisado por el responsable de laboratorio, el cual indicara el momento de cambio de botella a emplear sin que

el suministro de dicho gas se interrumpa.

Con la instalación de manifolds en cada línea de suministro de gas se estarían evitando las consecuencias

derivadas de la no alimentación de gas de procesos, evitándose así altas presiones parciales de hidrogeno al

final de la instalación en el segundo reactor, así como disminuir perdidas de gas de alimentación y mejora de la

medida analítica posterior al ser el aporte de nitrógeno y metano continua y sin fluctuaciones de presión.

Medida correctora 4

Para evitar pérdidas económicas y reducir los riesgos anteriormente expuestos relacionados con la falta de

suministro de gases de alimentación, sería necesario un lazo de control que permita detener el suministro del

resto de gases, DME líquido y línea de depósito de líquidos.

Dicho lazo de control estaría compuesto por alarmas de baja presión situadas tras los MFCs y el Coriflow,

cuyo valor de referencia en el cual se accionan es de 0 bar. En este caso envían la señal a un controlador

indicador de estado (YIC) que manda una señal de cierre a cada una de las válvulas de control instaladas antes

de los MFCs, antes del Coriflow y tras la bomba HPLC.


VARIABLE: PRESIÓN

PALABRA CLAVE: MENOS

DESVIACIÓN: Presión real suministrada menor a la deseada por la central de gases


Se considera que la presión real de suministro tras la válvula V3 es menor a la necesitada por el proceso.

Se estudiarán las causas posibles, sus efectos en el resto de los nodos y las medidas correctoras; todo ello

para cada gas presente en el proceso.

CAUSAS POSIBLES

La presión en la botella de gas es menor a la presión requerida por el proceso de producción, debido a:


Fugas en los racores de unión entre la botella y la conexión a la línea L1 de la central de gases.


Mal cierre de la válvula de purga.

Cierre por error de las válvulas V2 y/o V3, cerrando parcialmente el suministro de gas a la instalación.

Fallo del indicador de presión M1 al indicar mayor presión de la botella de la que realmente se

dispone. El operario puede realizar una estimación errónea del tiempo de uso que le resta a la botella

para determinado tiempo y condiciones de operación.

Fallo del indicador de presión M2 al indicar mayor presión de reducción de la botella de gas de la que

realmente se dispone. De este modo se estaría suministrando a menor presión en los puntos de

suministro de cada gas.

CONSECUENCIAS EN EL CASO DE FUGAS EN LA CENTRAL DE GASES

Las consecuencias de las fugas para cada gas de alimentación al proceso son análogas a las descritas

anteriormente en cada caso. Puede consultarse adicionalmente el Anexo 2 y 3 del presente documento.

Memoria de Cálculo

50

CONSECUENCIAS EN LAS LÍNEAS DE SUMINISTRO DE GAS (NODO 2)

Los puntos de suministro de alimentación hacia los MFCs de los gases de proceso no se ven afectados por

una presión real menor a la requerida en la central de gases. Esto se debe a que el manorreductor de cada punto

de suministro permite ajustar manualmente la presión requerida.

Cuando la presión de la botella de gas no sea la suficiente como para superar la pérdida de carga de la

instalación (20 bar), las consecuencias en la instalación son análogas a las que produce la desviación "presión

nula de suministro".

CONSECUENCIAS PRESIÓN REAL MENOR DE N2 EN LÍNEA DME LIQUIDO (NODO 3)

En el caso en el que la botella requiera ser presurizada y la presión de suministro de nitrógeno no lo

permita, al ser menor que la presión requerida, no se introduce DME líquido al proceso. Esto elimina el

consumo de hidrógeno gas alimentado al proceso y por consiguiente la presión parcial de hidrógeno en el

segundo reactor sería mayor. Es análogo a las consecuencias estudiadas para el nitrógeno, analizadas en la

desviación anterior.

CONSECUENCIAS PRESIÓN REAL MENOR DE N2 EN LÍNEA ALIMENTACIÓN DE

COMPUESTOS LÍQUIDOS (NODO 4)

Esta parte de la instalación no se ve afectada por esta desviación debido a que la presurización de la línea

se realiza de forma manual. Mediante el manómetro del punto de suministro puede ajustarse la presión

manualmente.

CONSECUENCIAS EN EL RESTO DE LA INSTALACIÓN

El precalentador, los reactores y el lazo de control de presión no se ven afectados por esta desviación

debido a que los efectos de la desviación son eliminados en cada línea de suministro de gas del Nodo 2. En el

caso en el que la botella de DME líquido no se pudiese presurizar y no se alimentase DME al proceso, el único

efecto sería el de mayores presiones parciales en el segundo reactor.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 5

Es de vital importancia asegurar el correcto suministro de los gases teniendo en cuenta las pérdidas de

carga del sistema. Si existe un fallo y la presión real de suministro es menor, las medidas correctoras sobre el

sistema deben de ejercer el mismo efecto que para la falta de suministro de cualquier gas. Para ello puede

implantarse un lazo de control, compuesto por alarmas de baja presión situadas antes de los MFCs y el

Coriflow, cuyo valor de referencia en el cual se accionan depende de la presión de operación. Es decir, se

accionarían cuando el valor de la presión en la línea sea inferior a la presión de operación más 19.5 bar

(ligeramente inferior a la pérdida de carga de la instalación). El establecer de esta manera el valor de referencia

permite operar a distintas presiones de operación. En este caso, ante el fallo en una de las líneas de suministro,

la alarma de la línea afectada envía una señal a un controlador indicador de estado (YIC) que a su vez manda

una señal de cierre a cada una de las válvulas de control instaladas antes de los MFCs y el Coriflow, así como

tras la bomba HPLC.


media presión

51


VARIABLE: PRESIÓN

PALABRA CLAVE: MÁS

DESVIACIÓN: Presión real suministrada mayor a la deseada por la central de gases


Se considera que la presión real de suministro tras la válvula V3 es mayor a la necesitada por el proceso.

Se estudiaran las causas posibles, sus efectos en el sistema.

CAUSAS POSIBLES

Apertura por error de las válvulas V2 y/o V3, aumentado parcialmente el suministro de gas a la

instalación.

Fallo del indicador de presión M2 al indicar menor presión de reducción de la botella de gas de la que

realmente se dispone. De este modo se estaría suministrando a mayor presión en los puntos de

suministro de cada gas.

CONSECUENCIAS POSIBLES

Los manorreductores existentes en los puntos de suministro de alimentacion de las líneas de gases

permiten el ajuste manual de la presión. Además, los MFCs regulan el caudal de suministro de cada gas. Por lo

tanto el Nodo 2 no se ve afectado por esta desviación.

El manorreductor existente en el punto de suministro nitrógeno gas en la línea de DME líquido permiten

el ajuste de la presión durante la presurización de la botella de DME. Además, el Coriflow regula el caudal de

suministro de DME líquido. Por lo tanto el Nodo 3 no se ve afectado por esta desviación.

El manorreductor existente en el punto de suministro en la línea del depósito de líquidos permite reducir

manualmente la presión. Teniendo en cuenta que la carga del depósito se realiza manualmente, este Nodo no

se ve afectado.

El resto de los nodos del sistema no se ven alterados al estar en correcto funcionamiento los nodos

anteriormente mencionados.

MEDIDAS CORRECTORAS

No es necesaria ninguna medida.


VARIABLE: TEMPERATURA ALMACENAMIENTO

PALABRA CLAVE: MÁS

DESVIACIÓN: Mayor a 50ºC

La temperatura de almacenamiento de las botellas de gas debe de ser inferior a 50ºC, la temperatura

máxima en Sevilla a la sombra no excede dicho valor en verano.

La caseta de gases está techada y a la sombra en las horas de mayor incidencia solar en verano.

Por tanto no hay riesgos asociados a esta perturbación.

Memoria de Cálculo

52

4.2.2 Aplicación del método al Nodo 2: LÍNEAS DE SUMINISTRO DE GASES AL PROCESO

Para aplicar las desviaciones de las variables de proceso se tiene en cuenta que el Nodo 2 abarca desde

los puntos de suministro de cada gas, MFCs, filtros y válvulas de retención.

En el caso del Nodo 2, debido a la presencia del caudalímetro MFC cabe tener en cuenta, además de la

presión del nodo, el caudal que suministra el MFC. Por tanto se tendrá en cuenta el caudal suministrado por el

MFC en la desviación de la variable de operación "presión".

Según la zona del resto de la instalación, se tendrá en cuenta términos de presiones o caudales. Aguas

arriba del MFC la presión es la variable a considerar. Aguas abajo el caudal suministrado por el MFC así como

la presión en la línea.

Cabe destacar el hecho de que los MFC no funcionan correctamente para caudales menores de

8 Nml/min. Requieren de una diferencia de presión mayor a 5 bar, correspondiente a las pérdidas de carga en

el instrumento. La válvula de control interna del instrumento puede dañarse en el caso de superarse los 20 bar

de diferencia de presión en la entrada y salida del mismo; siendo la presión máxima admisible por el

instrumento de 100 bar.

En la Figura 4.3 se muestran los puntos de sumistro de gases al proceso, correspondientes al Nodo 2.

Figura 4.3 Nodo1. Punto de suministro de gases al proceso


media presión

53

NODO 2: Suministro de gases

VARIABLE: PRESIÓN/CAUDAL DE SUMINISTRO

PALABRA CLAVE: NO

DESVIACIÓN: Presión/caudal nulo de suministro al resto de la instalación

En este caso se tiene como referencia presión (y caudal) nulo tras las válvulas de retención. Se analizará

las causas posibles para una línea de suministro genérica y posteriormente las consecuencias para cada línea en

particular.

CAUSAS POSIBLES

Fuga de gas a través de las juntas de los instrumentos que forman parte de la línea.

Fallo en la válvula del manorreductor, debido a los siguientes motivos:

Cierre por error, debido a fallo del operario.

Debido al desgaste por uso. Puede ocurrir que durante la operación la válvula se cierre debido a

fallo mecánico por desgaste.

Fallo del indicador de presión situado tras la válvula del manorreductor. Indica más presión de la real,

si se está operando a baja presión puede indicar presión cuando realmente es nula.

Fallo por error del operario al no reducir la presión de la línea 20 bar por encima de la presión de

operación.

Fallo en el MFC, debido a los siguientes motivos:

Fallo de programación, debido error del operario. Los MFCs están diseñados para suministrar

caudal de gas en un rango de [8, 25000] Nml/min. Si se programa a un caudal menor al límite

inferior del rango, el MFC no suministrará gas y por tanto la presión tras él será cero.

Si la presión antes del MFC no supera la pérdida de carga del mismo, no se suministrará caudal, y

por tanto la presión nula de suministro al resto de la instalación.

Fallo interno del MFC, en concreto en el sistema eléctrico que calienta el sensor térmico. El

sensor puede ser calentado por error hasta una temperatura tal que el diferencial sea el

correspondiente al de cierre de la válvula interna del MFC (correspondiente a caudales inferiores

al mínimo admisible). De esta forma el MFC no suministra gas y por tanto la presión tras este

instrumento es nula.

Fallo interno del MFC, en concreto en las termorresistencias al medir el diferencial de

temperatura. Pueden indicar un diferencial tal que se corresponda con el cierre de la válvula

interna del MFC (correspondiente a caudales inferiores al mínimo admisible). Como resultado no

se suministra gas y por tanto la presión tras este instrumento es nula.

Fallo interno del MFC, en concreto en la válvula interna debido al desgaste.

Saturación del filtro antipartículas situado tras el MFC.

Fallo en la válvula antirretorno debido a desgaste por uso.

CONSECUENCIAS EN EL CASO DE FUGAS EN LAS LÍNEAS DE SUMINISTRO


anteriormente en el Nodo 1. Puede consultarse adicionalmente el Anexo 2 y 3 del presente documento.

En el caso de estudio, la instalación se encuentra en un recinto confinado. Se dispone de detectores con

aviso acústico en caso de concentraciones de peligro para CO y H2, asi como del adecuado sistema de

ventilación. Los operarios disponen de la formación adecuada para actuar en casos de fuga de los distintos

gases.

Memoria de Cálculo

54

CONSECUENCIAS DE SOBREPRESIÓN EN LA TUBERÍA

En el caso en el que el filtro antipartículas se sature y/o que la válvula de retención se cierre por fallo, se

tendría de forma análoga una acumulación de gas en todo el tramo de tubería anterior. El MFC seguiría

suministrando gas tal y como esté programado, sin tener salida hacia el resto de la instalación. Como resultado

la presión tras el MFC aumentaría. Si la diferencia de presión en la entrada y salida del MFC supera los 20 bar,

la válvula de control interna del instrumento resultaría dañada.

Puede dar lugar a daños en el MFC si la presión en la línea supera la presión máxima admisible (100 bar).

Posibilidad de fugas a través de los sellos de los instrumentos, así como su deterioro si se produce de forma

continua y prolongada en el tiempo.

CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LA LÍNEA SUMINISTRO NITRÓGENO GAS

Durante la operación de la instalación, la falta de suministro al proceso de gas nitrógeno no supone fallo

de operación. Es decir, no se produce fallo en el precalentador, en los reactores ni en el sistema de control de

presión de la instalación. Los problemas posibles están fuera del alcance de este proyecto de estudio, pues

afecta a la inviabilidad de la medida por parte de los equipos analíticos y a la purga de la instalación. La purga

de la instalación se realiza mediante alimentación de nitrógeno al sistema. La falta de suministro de gas

nitrógeno durante el purgado de la instalación supone riesgos debido a que la instalación no quedaría exenta de

gases de proceso. Puede provocar contaminación de una nueva operación, reacciones indeseadas en los

equipos, presurización de zonas de la instalación mientras no está en funcionamiento. Supondría pérdidas

económicas de operación, al no poder cuantificar ni estudiar los resultados.

CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LÍNEA DE SUMINISTRO DE GAS METANO

No supone fallo de operación ni de seguridad el hecho de no suministrar metano al proceso. No supone

fallo para el precalentador, los reactores ni para el sistema de control de presión de la instalación.

El único problema posible está fuera del alcance de este proyecto de estudio, pues afecta a la inviabilidad

de la medida por parte de los equipos analíticos. Supondría pérdidas económicas de operación, al no poder

cuantificar ni estudiar los resultados de la operación. Al igual que ocurre con el nitrógeno, ambos gases son

inertes para el proceso.

CONSECUENCIAS EN CASO DE LÍNEA SUMINISTRO MONÓXIDO DE CARBONO

El monóxido de carbono se consume en la primera etapa de reacción en el primer reactor. Al no

alimentarse al proceso, no se consume el DME ni se genera metilacetato. Este hecho conlleva a que el

hidrógeno alimentado no se consuma en la segunda etapa de reacción. Por tanto, la falta de alimentación de

monóxido de carbono implica mayores presiones parciales de hidrógeno gas en el segundo reactor.

En este caso se tendría una mezcla de gases inflamables (hidrógeno y metano), de mayor presión parcial

de la esperada que si se hubiese consumido el hidrógeno y monóxido en el proceso. Dichas presiones pueden

dar lugar a fugas en los sistemas de instrumentación por fallos en los sellos de instrumentos de la instalación,







media presión

55

CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LÍNEA DE SUMINISTRO DE GAS MEZCLA CO/DME

El monóxido de carbono y el DME reaccionan en la primera etapa de reacción en el primer reactor. Al no

alimentarse al proceso no se genera metilacetato. Este hecho conlleva a que el hidrógeno alimentado no se

consuma en la segunda etapa de reacción. Por tanto, la falta de alimentación de ambos reactivos implica

mayores presiones parciales de hidrógeno gas en el segundo reactor.

En este caso se tendría una mezcla gases inflamables (hidrógeno y metano), de mayor presión de la

esperada que si se hubiese consumido el hidrógeno y monóxido en el proceso. Dichas presiones pueden dar







CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LÍNEA DE SUMINISTRO DE HIDRÓGENO


secundario de la reacción. La falta de alimentación de hidrógeno al proceso supone no poder estudiar la

segunda etapa de reacción. No supone fallos ni riesgos para la instalación. Si cabe tener en cuenta las pérdidas

económicas que supone la operación del proceso.


En el caso del precalentador, no se ve afectado por la falta de alimentación de cualquiera de los gases de


elevar la temperatura de reactivos hasta la del proceso.


No existe ningún efecto derivado de la falta de alimentación de cualquier reactivo. Ante una desviación,





de la misma está localizada a una altura adecuada que permite la correcta dispersión de los gases en la


MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2

Es aplicable la medida correctora 2 planteada en el análisis del Nodo 1. Implantar un registro de datos

sobre las revisiones de mantenimiento realizadas por el personal del laboratorio indicando fecha, actividades

realizadas, operador, anomalías detectadas, …, siendo este revisado por el responsable de laboratorio. Se ha de

realizar comprobaciones establecidas en el tiempo según el uso de la instalación, renovar los dispositivos con

periodicidad y ante fallo. Es de importancia destacar la revisión y mantenimiento de la válvula y manómetros

del manorreductor, así como de los filtros antipartículas y de las válvulas antirretorno.

Memoria de Cálculo

56

Mejora de la medida correctora 5

La medida correctora planteada en el análisis del Nodo 1 serviría para eliminar los fallos planteados para

el Nodo 2 debido a la falta de presión de las líneas de suministro de cada gas. Se trata de un lazo de control

que permita detener el suministro del resto de gases cuando uno de ellos falle.

El lazo de control estaría compuesto de alarmas de por baja presión situadas antes de los MFCs y el

Coriflow, se accionan cuando la presión en la línea es inferior a la suma de la presión de operación más

19.5 bar (Referencia < Poperación + 19.5 bar). En este caso envían la señal a un controlador indicador de estado

(YIC) que manda una señal de cierre a cada una de las válvulas de control instaladas antes de los MFCs y el

Coriflow, así como tras la bomba HPLC.

Se plantea una mejora de la medida correctora 5 mediante el empleo de una alarma adicional de alta

presión situadas tras los MFCs y el Coriflow. Dichas alarmas se accionan cuando la presión sea de un 10%

por encima de la presión necesaria de suministro. Esta medida asegura que la diferencia de presiones

soportadas por los caudalímetros no superen los 20 bar y por consiguiente que la presión en la línea no supere

la presión máxima admisible por la instalación. Dichas alarmas estarían vinculadas, al igual que las de baja

presión, al controlador indicador de estado y a las válvulas de control del resto de líneas.

Por ejemplo, si la presión de operación es de 70 bar, la de suministro debe ser 90 bar. Las alarmas de baja

presión tendrían un valor de referencia de 89,5 bar y las de alta de 99 bar. Si la presión de suministro de una

línea de gas es inferior a 89,5, se detendrían el resto de suministros de gas. En el caso de que se sature algún

filtro o falle la válvula de retención, a presiones superiores tras los caudalímetros se detendría el suministro del

resto de líneas de gases. En el caso límite de alta presión, el valor antes del MFC sería de 89,5 bar y tras el

caudalímetro 84,5 bar. Si se alcanzase la presión máxima permitida por la alarma de alta presión, la diferencia

de presión máxima a la que estaría sometido el caudalímetro sería de 14,5 bar. Por tanto de esta manera se

protegen los caudalímetros y la instalación.

o Medida correctora 6

Programar los MFC de forma que el set point mínimo posible de programación sea el caudal mínimo

admisible (8 Nml/min). De esta manera se eliminarían los fallos de programación a caudales inferiores al

límite inferior del rango del MFC.




DESVIACIÓN: Presión/caudal real suministrada menor a la deseada por las líneas de

..........................suministro de cada gas

En este caso se tiene como referencia presión (y caudal) real menor al requerido tras las válvulas de

retención. Se analizará las causas posibles para una línea de suministro genérica y posteriormente las

consecuencias para cada línea en particular.

CAUSAS POSIBLES

Fuga de gas a través de las juntas de los instrumentos que forman parte de la línea.


Cierre parcial por error, debido a fallo del operario.

Debido al desgaste por uso. Puede ocurrir que durante la operación la válvula se cierre

parcialmente debido a fallo mecánico por desgaste.

Fallo del indicador de presión situado tras la válvula del manorreductor. Indica más presión de la real.



media presión

57

Fallo de programación, debido al operario.


sensor puede ser calentado hasta una temperatura mayor correspondiente al caudal deseado,

indicando a la válvula su cierre. De esta forma el MFC suministra menos caudal y por tanto la

presión tras este instrumento es menor a la deseada.


temperatura. Pueden indicar un diferencial tal que se corresponda con un mayor cierre de la

válvula interna del MFC. Como resultado se suministra menos gas y por tanto la presión tras este

instrumento es menor a la deseada.


Saturación del filtro antipartículas situado tras el MFC.

Fallo en la válvula antirretorno debido a desgaste por uso.

En las situaciones en la que existan fugas, fallos en válvulas y/o manómetro del manorreductor, el MFC

elimina las consecuencias sobre la línea. Esto se debe a que suministrará el caudal indicado según el set point,

regulando la apertura de la válvula interna, por lo que el correcto suministro de cada gas al resto de la

instalación estará garantizado.

CONSECUENCIAS EN EL CASO DE FUGAS EN LAS LÍNEAS DE SUMINISTRO


anteriormente en la desviación "NO" para la variable de operación presión.

En el caso de estudio, la instalación se encuentra en un recinto confinado. Se dispone de detectores con

aviso acústico en caso de concentraciones de peligro, así como del adecuado sistema de ventilación. Los

operarios disponen de la formación adecuada para actuar en casos de fuga de los distintos gases.

CONSECUENCIAS EN LOS MFC

Si la presión deseada es la mínima posible de operación, puede suceder que la presión suministrada no sea

suficiente como para superar la pérdida de carga de la instalación, con lo que no se suministraría gas al

proceso. Si la presión anterior al MFC no supera la pérdida de carga en el mismo, no se suministrará caudal y

por tanto la presión a la que se suministra al proceso es nula. Las consecuencias son análogas a las mostradas

en la palabra guía anterior "NO" para la variable presión.

Si esta situación se produce durante la purga de la instalación con nitrógeno, puede provocar

contaminación en la siguiente operación, reacciones indeseadas en los equipos, presurización de zonas de la

instalación mientras no está en funcionamiento.

Si el filtro se satura gradualmente, la presión tras el MFC irá aumentando. Si dicha presión iguala a la

anterior al MFC, la presión de suministro será nula, tal y como está indicado en la desviación anterior para la

palabra guía "NO". Si dicha presión alcanzase los 100 bar, se dañarían los MFC.

CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LÍNEA DE SUMINISTRO DE GAS NITRÓGENO Y GAS

METANO

Durante la operación de la instalación, presiones de suministro al proceso menores a las deseadas de gas

nitrógeno y/o metano no supone fallo de operación. Es decir, no se produce fallo en el precalentador, en los

reactores ni en el sistema de control de presión de la instalación. El único problema posible está fuera del

alcance de este proyecto de estudio, pues afecta a la inviabilidad de la medida por parte de los equipos

analíticos. Supondría pérdidas económicas de operación, al no poder cuantificar ni estudiar adecuadamente los

resultados.

Memoria de Cálculo

58

CONSECUENCIAS EN CASO DE LÍNEA DE SUMINISTRO MONÓXIDO DE CARBONO

El monóxido de carbono se consume en la primera etapa de reacción en el primer reactor. Al alimentarse

al proceso a menor presión, no se consume todo el DME ni se genera todo el metilacetato deseado. Este hecho

conlleva a que el hidrógeno alimentado no se consuma totalmente en la segunda etapa de reacción. Por tanto,

implica mayores presiones parciales de hidrógeno gas en el segundo reactor.


la esperada que si se hubiese consumido el hidrógeno y monóxido en el proceso. Dichas presiones parciales

pueden dar lugar a fugas en los sistemas de instrumentación por fallos en los sellos de instrumentos de la

instalación, dando lugar a los distintos efectos descritos en el Anexo 3 del presente documento.





CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LÍNEA DE SUMINISTRO DE GAS MEZCLA CO/DME

Las consecuencias son análogas que para el caso de la línea de suministro de monóxido de carbono.

El monóxido de carbono y el DME reaccionan en la primera etapa de reacción en el primer reactor. Al

alimentarse al proceso a menor presión se obtiene menor cantidad de metilacetato. Este hecho conlleva a que

el hidrógeno alimentado no se consuma por completo en la segunda etapa de reacción. Por tanto, menor

alimentación de ambos reactivos implica mayores presiones parciales de hidrógeno gas en el segundo reactor.

En este caso se tendría una mezcla de gases inflamables (hidrógeno y metano), de mayor presión de la

esperada que si se hubiese consumido todo el hidrógeno y monóxido en el proceso. Dichas presiones pueden

dar lugar a fugas en los sistemas de instrumentación por fallos en los sellos de instrumentos de la instalación,






CONSECUENCIAS EN EL CASO DE LÍNEA DE SUMINISTRO DE HIDRÓGENO


secundario de la reacción. Una menor alimentación de hidrógeno al proceso no supone fallos ni riesgos para la

instalación. Si cabe tener en cuenta las pérdidas económicas al no obtener el máximo posible de productos

deseados.


En el caso del precalentador, no se ve afectado por la menor alimentación de cualquiera de los gases de


elevar la temperatura de reactivos hasta la de proceso.

CONSECUENCIAS EN LOS REACTORES (NODOS 6 Y 7)

No se produce efectos a tener en cuenta en los reactores. La menor alimentación de cualquiera de ellos

supone la presencia de parte de reactivos no reaccionados y la falta de parte de productos no formados. Debido

a la acción correctora del lazo de control de proceso se mantiene la presión de operación y el tiempo de

residencia en los reactores.


media presión

59


No existe ningún efecto derivado de una menor alimentación de cualquier reactivo. Ante una desviación,





de la misma esta localizada a una altura adecuada que permite la correcta dispersión de los gases en la


MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2





periodicidad y ante fallo. Es de importancia destacar la revisión y mantenimiento de la válvula y manómetros

del manorreductor, así como de los filtros antipartículas y de las válvulas antirretorno.


La mejora de la medida correctora 5 planteada anteriormente serviría para eliminar los fallos planteados

para el Nodo 2 debido a la falta de presión de las líneas de suministro de cada gas. Se trata de un lazo de

control que permita detener el suministro del resto de gases cuando uno de ellos falle.

El lazo de control estaría compuesto de alarmas de baja presión situadas antes de los MFCs y el Coriflow,

junto con alarmas de alta presión situadas tras dichos caudalímetros. Las alarmas de baja presión se accionan

cuando la presión en la línea es inferior a la suma de la presión de operación más 19.5 bar (Referencia <

Poperación + 19.5 bar). En este caso envían la señal a un controlador indicador de estado (YIC) que manda una

señal de cierre a cada una de las válvulas de control instaladas antes de los MFCs y el Coriflow, así como tras

la bomba HPLC.

Las alarmas de alta presión se accionan cuando la presión sea de un 10% por encima de la presión

necesaria de suministro. Esta medida asegura que la diferencia de presiones soportadas por los caudalímetros

no superen los 20 bar y por consiguiente que la presión en la línea no supere la presión máxima admisible por

la instalación. Dichas alarmas estarían vinculadas, al igual que las de baja presión, al controlador indicador de

estado y a las válvulas de control del resto de líneas.

o Medida correctora 7

Instalar una alarma por baja presión aguas arriba del MFC. El valor mínimo al cual se activa dicha alarma

es de 5 bar (pérdida de carga en el MFC). En el caso de que esta presión se alcanzase, el MFC dejaría de

suministrar caudal y la presión en la línea sería nula. La instalación estaría protegida por el lazo de control

indicado en la medida 4. De esta manera se alerta al operador de forma rápida que el fallo que se ha producido

en la instalación se debe a baja presión en la línea.

Memoria de Cálculo

60



PALABRA CLAVE: MÁS

DESVIACIÓN: Presión/caudal real suministrada mayor a la deseada por las líneas de

.........................suministro de cada gas

En este caso se tiene como referencia presión (y caudal) real mayor al requerido tras las válvulas de

retención. Se analizará las causas posibles para una línea de suministro genérica y posteriormente las

consecuencias para cada línea en particular.

CAUSAS POSIBLES


Apertura parcial por error, debido a fallo del operario.

Debido al desgaste por uso. Puede ocurrir que durante la operación la válvula se abra

parcialmente debido a fallo mecánico por desgaste.

Fallo del indicador de presión situado tras la válvula del manorreductor. Indica menor presión de la

real.

Fallo del operario al reducir la presión hasta un valor mayor al requerido según las condiciones de

operación deseadas.


Fallo de programación, debido al operario.


sensor puede ser calentado hasta una temperatura menor correspondiente al caudal deseado,

indicando a la válvula su apertura. De esta forma el MFC suministra más caudal y por tanto la

presión tras este instrumento es mayor a la deseada.


temperatura. Pueden indicar un diferencial tal que se corresponda con un menor cierre de la

válvula interna del MFC. Como resultado se suministra mas gas y por tanto la presión tras este

instrumento es mayor a la deseada


En las situaciones en la que fallos en válvulas y/o manómetro del manorreductor, el MFC elimina las

consecuencias sobre la línea. Esto se debe a que suministra el caudal indicado según el set point regulando la

apertura de la válvula interna, por lo que el correcto suministro de cada gas al resto de la instalación esta

garantizado.

CONSECUENCIAS EN LOS MFCs

En el caso de que la presión de operación sea la máxima posible, si la presión real disponible aguas arriba

del MFC es superior a 100 bar,o si la diferencia de presión en el mismo es mayor a 20 bar, éste se vería

dañado e inutilizado debido a que está por encima del valor máximo admisible por dicho instrumento. Puede

provocar fugas a través de los sellos internos del mismo. Las consecuencias derivadas de las fugas de cada gas

han sido analizadas anteriormente en el Nodo 2 en la palabra clave "NO".


El efecto sobre el equipo consiste en mayores requerimientos de energía eléctrica para elevar la

temperatura de reactivos hasta la del proceso. Puede ocurrir que la temperatura de la mezcla de reactivos no se


media presión

61

alcance, lo que podría ocasionar problemas de homogenización de la mezcla reaccionante, disminuyéndose el

rendimiento del proceso. Supondría mayores gastos energéticos y pérdidas económicas debidas al exceso de

reactivos. En el caso extremo en el que la presión en el precalentador sea de 100 bar, presión máxima

admisible por la instalación, pueden ocasionarse fugas y daños en el equipo.

CONSECUENCIAS EN LOS REACTORES (NODOS 6 Y 7) Y LAZO DE CONTROL DE PRESIÓN

(NODO 8)

En el caso de los reactores no se tendrían fallos de operación ni de seguridad debido a la acción del lazo

de control de presión. Ante una desviación, el lazo de control de presión tendrá en cuenta la diferencia de

presión entre la entrada y salida de los reactores, sin distinguir entre compuestos químicos. Supondría pérdidas

económicas debidas al exceso de reactivos.

CONSECUENCIAS EN LAS LÍNEAS DE SUMINISTRO Y PURGA

En los casos en los que la presión real de suministro de cualquier gas sea mayor a la deseada debido a

fallos no eliminados por la acción de los MFCs, implica lo siguiente:

Reacciona la máxima cantidad posible del reactivo que intervenga en la misma reacción, obteniéndose

el máximo posible de productos.

El exceso de reactivo supondrá mayores presiones parciales del mismo en los reactores 1 y 2. La

presión total en los reactores no supone fallo de operación ni de seguridad al estar controlada por el

lazo de control de presión.

La salida de purga de la instalación estará compuesta por una mayor concentración de gas alimentado

en exceso al proceso. No supone peligro debido a que la salida de la misma está localizada a una

altura adecuada que permite la correcta dispersión de los gases en la atmósfera de forma segura.

MEDIDAS CORRECTORAS



para el Nodo 2 debido a la falta de presión de las líneas de suministro de cada gas. Se trata de un lazo de

control que permita detener el suministro del resto de gases cuando uno de ellos falle.


Coriflow, junto con alarmas de alta presión situadas tras dichos caudalímetros. Las alarmas de baja presión se

accionan cuando la presión en la línea es inferior a la suma de la presión de operación más 19.5 bar

(Referencia < Poperación + 19.5 bar). En este caso envían la señal a un controlador indicador de estado (YIC)

que manda una señal de cierre a cada una de las válvulas de control instaladas antes de los MFCs y el







Medida correctora 8

Instalar una alarma de alta presión justo a la entrada al precalentador, la cual paralice el funcionamiento

de la planta. Para ello el valor de referencia de la misma ha de ser 95 bar, presión máxima admisible por la

instalación.

Memoria de Cálculo

62

4.2.3 Aplicación del método al Nodo 3: SUMINISTRO DME LÍQUIDO

Para aplicar las desviaciones de las variables de proceso se tiene en cuenta los dos modos de operación

del Nodo 3. El primer modo se tiene en el caso en que la botella esté presurizada, estando la línea no

conectada al punto de suministro de nitrógeno. El segundo modo se tiene cuando es necesario presurizar la

botella debido a que su presión no está 20 bar por encima de la presión de operación, con el objetivo de superar

las pérdidas de carga en la instalación.

En el caso del Nodo 3, debido a la presencia del caudalímetro Coriflow cabe tener en cuenta, además de

la presión del nodo, el caudal que suministra dicho instrumento. Por tanto se tendrá en cuenta el caudal

suministrado por el Coriflow en la desviación de la variable de operación "presión".

Según la zona del resto de la instalación, se tratará términos de presiones y/o caudales. Aguas arriba del

Coriflow la presión es la variable a considerar; aguas abajo, el caudal suministrado por el Coriflow así como la

presión en la línea.

Cabe destacar el hecho de que el Coriflow no suministra caudal para aquellos valores menores de 0.1 g/h.

Requieren de una diferencia de presión mayor a 5 bar, correspondiente a las pérdidas de carga en el

instrumento. La válvula de control interna del instrumento puede dañarse en el caso de superarse los 20 bar de

diferencia de presión en la entrada y salida del mismo; siendo la presión máxima admisible por el instrumento

de 100 bar.

En la Figura 4.4 se muestra la línea de suministro de DME líquido, correspondiente al Nodo 3 de a

instalación.

Figura 4.4 Nodo 3, línea de suministro de DME líquido

NODO 3: Suministro de DME líquido


PALABRA CLAVE: NO

DESVIACIÓN: Presión/caudal nulo de suministro al resto de la instalación

Cuando se realiza la presurización se tienen en cuenta los siguientes componentes de la instalación: punto

de suministro de nitrógeno gas (indicadores de presión y válvula de regulación), válvula de conexión manual a

la línea de DME, racor de unión de la línea de DME al punto de suministro de nitrógeno, válvula de aguja

manual, manómetro, botella de DME (incluido el juego de válvulas de la misma), Coriflow, filtro

antipartículas y válvula de retención.

En el caso de estar operando sin presurizar la botella, se prescinde del suministro de nitrógeno gas, es

decir, no afectan los posibles fallos de los indicadores de presión y válvulas V9 y V10 asociadas al mismo.

En el estudio de la desviación planteada en este caso, se considera presión nula de suministro tras la

válvula de retención.


media presión

63

CAUSAS POSIBLES

Agotamiento de la botella de gas, debido a los siguientes motivos:


Fugas en los racores de unión presentes en las uniones de las válvulas de la botella a la línea de

suministro de DME (Línea L23).


Fugas en la válvula V11 debido al desgaste.

Durante la presurización de la botella, cierre de la válvula V10, por error del operario.

Presión de suministro de la botella de DME líquido entorno a 5 bar, no es suficiente para cubrir las

pérdidas de carga del Coriflow, por tanto no se suministraría caudal.

Desgaste o mal cierre de la válvula de purga de la botella de DME.

Fallo de suministro de nitrógeno durante la presurización de la botella de DME líquido.

Fallo en el Coriflow, debido a los siguientes motivos posibles:

Fallo de programación, error del operario.

Fallo de programación, debido al operario. Si se programa a caudal nominal menor que el

límite inferior de caudal admisible, el Coriflow no suministra caudal y por tanto presión.

Fallo interno del Coriflow, en concreto el sistema de actuadores que hacen vibrar al sensor

creandose un campo magnético. Al no ser correcta la vibración, las variaciones del campo

magnético creadas con el paso del fluido serán erróneas. Si las desviaciones generadas son

las correspondientes a caudales inferiores al mínimo admisible, no se suministrará caudal, y

por tanto la presión de suministro será nula.

Fallo interno del Coriflow, en concreto en el sensor óptico que detecta las desviaciones del

campo magnético generadas con el paso del fluido. Si la señal que envía al controlador es la

correspondiente a caudales inferiores al mínimo admisible, no se suministrará caudal, y por

tanto la presión de suministro será nula.

Fallo interno del Coriflow, en concreto en la válvula interna debido al desgaste.

Fallo del operario al programar el set point del Coriflow sin tener en cuenta las pérdidas de carga del

sistema y a una presión de operación por debajo de la diferencia de presión mínima requerida por el

instrumento.

Saturación total del filtro antipartículas.

Fallo y consecuente cierre de la válvula antirretorno.

CONSECUENCIAS EN CASO DE FUGAS EN LÍNEA SUMINISTRO DME LÍQUIDO

Las consecuencias de las fugas de DME a través de la línea de alimentación al proceso pueden

consultarse Anexo 2; teniendo en cuenta de que se trata de un compuesto extremadamente inflamable.

En el caso de estudio, la instalación se encuentra en un recinto confinado. Se dispone del adecuado

sistema de ventilación. Los operarios disponen de la formación adecuada para actuar en casos de fuga.

CONSECUENCIAS DE SOBREPRESIÓN EN LA TUBERÍA

El Coriflow está diseñado para suministrar caudal de gas en un rango de [0.1, 200] g/h. Si se programa

(por error del operario) un caudal menor al límite inferior del rango, el Coriflow no suministrará gas y por

tanto la presión tras él será cero. Esto provoca sobrepresión en todo el tramo de tubería anterior al Coriflow,

incluida la botella de DME líquido.

Memoria de Cálculo

64

En el caso en el que el filtro antipartículas se sature y/o que la válvula de retención se cierre por fallo, se

tendría de forma análoga una acumulación de gas en todo el tramo de tubería anterior. El Coriflow seguiría

suministrando gas tal y como esté programado, sin tener salida hacia el resto de la instalación. Como resultado

la presión tras el Coriflow aumentaría. Si la diferencia de presión en la entrada y salida del Coriflow supera los

20 bar la válvula de control interna resultaría dañada.

Puede dar lugar a daños en el Coriflow si la presión en la línea supera la presión máxima admisible

(100 bar). Posibilidad de fugas a través de los sellos de los instrumentos, así como su deterioro si se produce de

forma continua y prolongada en el tiempo.

CONSECUENCIAS POSIBLES EN EL RESTO DE LA INSTALACIÓN

Durante la operación de la instalación, al no alimentarse al proceso no se genera metilacetato y no se

consume monóxido de carbono. Este hecho conlleva a que el hidrógeno alimentado no se consuma en la

segunda etapa de reacción. Por tanto, implica mayores presiones parciales de hidrógeno gas en el segundo

reactor.

Dichas presiones pueden dar lugar a fugas en los sistemas de instrumentación por fallos en los sellos de


documento.





La falta de suministro al proceso de DME líquido no supone fallo de operación en las demás líneas de

suministro de la instalación. Si cabe tener en cuenta las pérdidas económicas relacionadas.

En el caso del precalentador, no se ve afectado por la falta de alimentación de DME líquido. Simplemente

el efecto sobre el equipo consiste en menores requerimientos de energía eléctrica para elevar la temperatura de

reactivos hasta la del proceso.

En el caso del lazo de control de presión, no existe ningún efecto derivado de la falta de alimentación de

DME líquido. Ante una desviación, el lazo de control de presión tendrá en cuenta la diferencia de presión

entre la entrada y salida de los reactores, sin distinguir entre compuestos químicos.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2





periodicidad y ante fallo. Es de importancia destacar la revisión y mantenimiento de las válvulas de la botella

de DME líquido, así como de los filtros antipartículas y de las distintas válvulas.



para el Nodo 3 debido a la saturación del filtro antipartículas y ante el fallo de la válvula de retención. Se trata

de un lazo de control que permita detener el suministro del resto de gases cuando éste falle.








media presión

65






Medida correctora 9

Crear un registro de consumos de DME líquido de la instalación. Establecer en el tiempo las previsiones

de consumo de las botellas de DME líquido para programar el cambio de botella antes de que se agote.

Disponer de botellas de DME recurrente en la instalación para ocasiones en las que el consumo de la misma

requiera su cambio en la instalación.

Medida correctora 10

Programar el Coriflow de forma que el set point mínimo posible de programación sea el caudal mínimo

admisible (0.1 g/h). De esta manera se eliminarían los fallos de programación a caudales inferiores al límite

inferior del rango del Coriflow.


Instalar una alarma de baja presión tras la botella de DME, programarla según las necesidades de presión

de operación. Por ejemplo, en el caso de operar a presión nominal de 12 bar, teniendo en cuenta las pérdidas de

carga de la instalación (Poperación + 19.5 bar), el valor de referencia de dicha alarma ha de ser 39.5 bar.

Esta medida permite al operario poder corregir el defecto de la presión de la botella antes de que el

proceso se vea afectado, evitándose de este modo el paro del resto de suministro de gases del proceso.


Garantizar la correcta sujeción del Coriflow para evitar vibraciones externas que afecten al

funcionamiento del mismo.




DESVIACIÓN: Presión/caudal suministrado menor a la deseado por la línea DME líquido

En este caso se tiene como referencia presión (y caudal) suministrado menor al deseado tras las válvulas

de retención.

CAUSAS POSIBLES

Fugas en los racores de unión presentes en uniones de las válvulas de la botella a la línea de

suministro de DME (Línea L23).


Fugas en las válvulas V9,V10 y V11 debido al desgaste, así como su cierre por error del operario.

Desgaste o mal cierre de la válvula de purga de la botella de DME.

Fallo del manómetro. Indica más presión de la real disponible en la botella.

Fallo del operario al presurizar la botella, bien por error de la presión necesaria de presurización o por

error al cerrar la válvula V10 antes de alcanzar la presión adecuada.


Fallo de programación, error del operario.

Memoria de Cálculo

66


creándose un campo magnético. Al no ser correcta la vibración, las variaciones del campo


mayores a las reales, el sensor indicará mayor caudal y el controlador mandará la señal de

cierre de válvula para ajustar al valor de set point. Estos fallos se deben a vibraciones

externas del lugar donde esté instalado el Coriflow.


campo magnético generadas con el paso del fluido. Si la señal que envía al controlador es

mayor a las real, indicará mayor caudal y el controlador mandará la señal de cierre de válvula

para ajustar al valor de set point.


Saturación parcial del filtro antipartículas.

En las situaciones en la que existan fugas y fallo del manómetro, el Coriflow elimina las consecuencias

sobre la línea. Esto se debe a que suministrará el caudal indicado según el set point regulando la apertura de la

válvula interna, por lo que el correcto suministro de DME líquido al resto de la instalación estará garantizado.

CONSECUENCIAS EN CASO DE FUGAS EN LÍNEA SUMINISTRO DME LÍQUIDO

Las consecuencias de las fugas de DME son idénticas a las indicadas en la palabra guía anterior "NO".

CONSECUENCIAS EN EL CORIFLOW

Si la presión real de la botella es inferior a la pérdida de carga del instrumento, el Coriflow no

suministrará caudal y por tanto la presión a la que se suministra al proceso es nula. Las consecuencias son

análogas a las mostradas en la palabra guía anterior "NO" para la variable presión.

En el caso en el que el filtro antipartículas se sature progresivamente, se tendría de forma análoga una

acumulación de gas en todo el tramo de tubería anterior. El Coriflow seguiría suministrando gas tal y como

esté programado, sin tener salida hacia el resto de la instalación. Como resultado la presión tras el Coriflow

aumentaría. Si la diferencia de presión en la entrada y salida del Coriflow supera los 20 bar, la válvula de

control interna resultaría dañada.

Puede dar lugar a daños en el Coriflow si la presión en la línea supera la presión máxima admisible (100

bar). Posibilidad de fugas a través de los sellos de los instrumentos, así como su deterioro si se produce de


CONSECUENCIAS EN EL RESTO DE NODOS

Al suministrarse al proceso menor cantidad de DME líquido, se consume menor cantidad de monóxido

de carbono y se producen menores cantidades de metilacetato. Este hecho conlleva a que el hidrógeno

alimentado se consuma en menor cantidad en la segunda etapa de reacción. Por tanto, implica mayores

presiones parciales de hidrógeno gas en el segundo reactor.

Dichas presiones pueden dar lugar a fugas en los sistemas de instrumentación por fallos en los sellos de


documento.





Un menor suministro de DME líquido no supone fallo de operación en las demás líneas de suministro de

la instalación. Si cabe tener en cuenta las pérdidas económicas relacionadas.


media presión

67

En el caso del precalentador, no se ve afectado por una menor alimentación de DME líquido.

Simplemente el efecto sobre el equipo consiste en menores requerimientos de energía eléctrica para elevar la

temperatura de reactivos hasta la del proceso.

En el caso del lazo de control de presión, no existe ningún fallo. Ante una desviación, el lazo de control

de presión tendrá en cuenta la diferencia de presión entre la entrada y salida de los reactores, sin distinguir

entre compuestos químicos.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2





periodicidad y ante fallo. Es de importancia destacar la revisión y mantenimiento de las válvulas de la botella

de DME líquido, así como de los filtros antipartículas y de las distintas válvulas.



para el Nodo 3 debido a la falta de presión de suministro de DME. Se trata de un lazo de control que permita

detener el suministro del resto de gases cuando éste falle.






Coriflow.










Instalar un lazo de control de presión con el indicador de presión PI13, empleando un controlador de

presión y cambiando la válvula V11 por una válvula de control. El set point de este lazo sería la presión de

operación sumada a la perdida de carga del sistema. Con este lazo se estaría asegurando la presurización de la

botella de gas de forma continua.

Memoria de Cálculo

68



PALABRA CLAVE: MÁS

DESVIACIÓN: Presión/caudal suministrado mayor a la deseado por la línea DME líquido

En este caso se tiene como referencia presión (y caudal) suministrado mayor al deseado tras las válvulas de

retención.

CAUSAS POSIBLES

Fallo del manómetro. Durante la presurización de la botella de gas indica menor presión de la real

disponible en la botella.

Fallo del operario al presurizar la botella de DME, puede tener un descuido durante la presurización

de la misma.


Fallo de programación del Coriflow, error del operario.


creándose un campo magnético. Al no ser correcta la vibración, las variaciones del campo


menores a las reales, el sensor indicará menor caudal y el controlador mandará la señal de

apertura de válvula para ajustar al valor de set point. Estos fallos se deben a vibraciones

externas del lugar donde esté instalado el Coriflow.


campo magnético generadas con el paso del fluido. Si la señal que envía al controlador es

menor a la real, indicará menor caudal y el controlador mandará la señal de apertura de

válvula para ajustar al valor de set point.


En las situaciones en la que existan fallo del manómetro o del operario, el Coriflow elimina las

consecuencias sobre la línea. Esto se debe a que suministrará el caudal indicado según el set point regulando la

apertura de la válvula interna, por lo que el correcto suministro de DME líquido al resto de la instalación

estará garantizado.

CONSECUENCIAS EN EL CORIFLOW

En el caso de que se presurice en exceso la botella de DME y la diferencia de presión en la entrada y

salida del Coriflow supera los 20 bar la válvula de control del instrumento resultaría dañada.

Puede dar lugar a daños en el Coriflow si la presión en la línea supera la presión máxima admisible

(100 bar). Posibilidad de fugas a través de los sellos de los instrumentos, así como su deterioro si se produce de


CONSECUENCIAS EN EL RESTO DE NODOS

Al suministrarse al proceso mayor cantidad de DME líquido, se consume la máxima cantidad posible de

monóxido de carbono y de hidrógeno, quedando el exceso de DME alimentado al proceso sin reaccionar.

Un mayor suministro de DME líquido no supone fallo de operación en las demás líneas de suministro de

la instalación. Si cabe tener en cuenta las pérdidas económicas relacionadas.

El efecto sobre el precalentador consiste en mayores requerimientos de energía eléctrica para elevar la

temperatura de reactivos hasta la del proceso. Puede ocurrir que la temperatura de la mezcla de reactivos no se


media presión

69

alcance, lo que podría ocasionar problemas de homogenización de la mezcla reaccionante, disminuyéndose el

rendimiento del proceso. Supondría mayores gastos energéticos y pérdidas económicas debidas al exceso de

reactivos. En el caso extremo en el que la presión en el precalentador sea de 100 bar, presión máxima

admisible por la instalación, pueden ocasionarse fugas y daños en el equipo.

En el caso de los reactores no supone fallo alguno, ya que el lazo de control ante una desviación de

presión tendrá en cuenta la diferencia de presión entre la entrada y salida de los reactores, sin distinguir entre

compuestos químicos.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2





periodicidad y ante fallo.



para el Nodo 3 debido a la menor presión de suministro de DME. Se trata de un lazo de control que permita

detener el suministro del resto de gases cuando éste falle.






Coriflow, así como tras la bomba HPLC..






Medida correctora 8

Instalar una alarma de alta presión justo a la entrada al precalentador, la cual paralice el funcionamiento

de la planta. Para ello el valor de referencia de la misma ha de ser 100 bar, presión máxima admisible por la

instalación





Instalar una alarma por alta presión tras la botella de DME debido a fallos de presurización de la misma.

Se establecerá un valor de referencia para la misma de 95 bar.

Memoria de Cálculo

70

4.2.4 Aplicación del método al Nodo 4: SUMINISTRO DE COMPUESTOS LÍQUIDOS

Para aplicar las desviaciones de las variables de proceso se tiene en cuenta que el Nodo 4 abarca desde el

punto de suministro de nitrógeno gas, el propio depósito de líquidos, hasta la válvula antirretorno de pérdida

de carga ajustable.

En el caso del Nodo 4, debido a la presencia de la bomba HPLC cabe tener en cuenta, además de la

presión del nodo, el caudal suministrado por la misma. Por tanto se tendrá en cuenta el caudal suministrado por

la bomba HPLC en la desviación de la variable de operación "presión".

Según la zona del nodo, se tendrá en cuenta términos de presiones o caudales. Aguas arriba de la bomba,

la presión es la variable a considerar. Aguas abajo, el caudal suministrado por la bomba, así como la presión en

la línea.

Cabe mencionar que la carga de líquido se realiza manualmente previa despresurización de la línea, a

través del acople roscado del manómetro instalado en el depósito. Mediante un maguito exterior se conoce el

nivel del líquido suministrado y disponible en el tanque.

La función de la bomba HPLC es la de bombear los líquidos presurizados desde el depósito de líquidos

hasta el siguiente equipo de la instalación, es decir, hacia el precalentador. La bomba posee antirretornos

internos para evitar que el líquido retroceda hacia el depósito. Una adecuada presurización evita que la bomba

HPLC no se descebe al entrar en la misma posibles burbujas de líquido.

A la salida de la bomba HPLC hay instalada una válvula antirretorno de pérdida de carga ajustable (valve

pressure regulator). La función de dicha válvula no es la de evitar el retroceso de líquido hacia el depósito,

sino la de permitir la desconexión de la línea de líquido sin que se despresurice el sistema.

Es importante tener en cuenta que el depósito de líquido se presuriza solo tras la carga de líquidos,

posteriormente se cierra la válvula de aguja manual, ya que no se opera presurizando en continuo dicha línea.

En la Figura 4.5 se muestra el Nodo 4, correspondiente a la línea de compuestos líquidos.

Figura 4.5 Nodo 4, línea compuestos líquidos


media presión

71

NODO 4: Suministro de compuestos líquidos


PALABRA CLAVE: NO

DESVIACIÓN: Presión/caudal nulo de suministro de compuestos líquidos

En este caso se tiene como referencia que la presión/caudal tras la válvula antirretorno es nula.

CAUSAS POSIBLES

Cierre por error de las válvulas V13, V14 y V15.

Fugas a través de los sellos de los instrumentos que componen la línea.

Fallos en la bomba HPLC debido a los siguientes motivos:

Programación incorrecta, fallo del operario.

Rotura de la bomba debido al uso.

Pérdida de estanqueidad en el depósito debido a fugas o rotura del manguito que indica el

nivel de líquido, mal cierre del acople de unión del manómetro.

Saturación del filtro antipartículas.

No presurización del depósito tras la carga de líquidos, debido a fallos del punto de suministro de

nitrógeno tales como fugas en la línea o cierre de la válvula V9 por error del operario o debido al

desgaste.

CONSECUENCIAS DEBIDO A FUGAS DE NITRÓGENO GAS


áreas confinadas, semicerradas, o mal ventiladas.

En el caso de estudio, la instalación es un recinto confinado dispuesto de los adecuados sistemas de

ventilación por extracción forzada y rejillas de ventilación. Debido a estas características no existen peligros

para el operario debido a una fuga en la instalación de gas nitrógeno.

CONSECUENCIAS LA LÍNEA DE SUMINISTRO DE LÍQUIDOS (NODO 4)

Cuando existe falta de estanqueidad, incorrecta presurización del depósito y/o saturación del filtro

antipartículas, se puede descebar la bomba provocando suministro nulo para el resto de la instalación. Si la

estanqueidad del sistema se interrumpe de forma repentina cuando el depósito está presurizado, se producen

fugas a presión del contenido líquido. Dichas fugas pueden dañar los componentes eléctricos situados en los

alrededores de la instalación, así como alcanzar al operario.

La bomba HPLC puede dañarse en el caso en que la válvula V14 se cierre por error, se produzca una

inadecuada presurización del depósito de líquidos, se sature el filtro antipartículas o se cierre la válvula V15

mientras la bomba está funcionando. Podría resultar descebada, con el consiguiente desgaste de los sistemas

antirretorno de la misma y del resto de compuestos internos debido a sobrecalentamiento. Cabe destacar la

importancia de la correcta presurización del depósito de líquidos para evitar que se introduzcan burbujas junto

con el líquido en la bomba, provocando el descebo de la misma.

Si se cierra por error la válvula V15 mientras la bomba está funcionando, provoca además sobrepresión en

la línea teniendo como resultado problemas de deterioro de la misma dando lugar a fugas así como daños en la

bomba HPLC.

Memoria de Cálculo

72

CONSECUENCIAS EN EL RESTO DE NODOS DE LA INSTALACIÓN

Los nodos correspondientes a la central de gases, suministros de gas y suministro de DME líquido no se

ven afectados por fallos en la línea de suministro de compuestos líquidos.

El efecto sobre el precalentador consiste en menores requerimientos de energía eléctrica para elevar la




compuestos químicos. Cabe destacar que la presión parcial de hidrógeno en el segundo reactor será mayor al

no suministrarse reactivos necesarios. Al ser un gas inflamable hay mayor riesgo de explosión o de

inflamación.

Supondría pérdidas desde el punto de vista económico, al no ser posible estudiar las reacciones que se dan

lugar en cada uno de los reactores. Pérdidas tanto en el resto de reactivos así como energéticas.

Como caso extremo de pérdida de presurización de la línea, puede provocarse la despresurización de la

instalación si la válvula V15 no cumpliese su función.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2







Remodelado del sistema de carga de líquido al depósito con sistema de presurización sin apertura del

mismo y control de nivel de líquido.

Se trata de instalar un recipiente atmosférico en el que se carga manualmente la mezcla líquida necesaria

para la operación. Sería necesaria una tubería de salida de dicho recipiente con entrada estanca al depósito de

líquidos, provista de una válvula antirretorno para evitar retroceso de líquidos. Sería necesaria la instalación de

un lazo de control de presión compuesto por sensor indicador de presión asociado a un controlador de presión

que actúa sobre una válvula instalada tras el manómetro PI15 de la línea de suministro de nitrógeno.

Además, sería necesario una alarma por bajo nivel de líquido en el depósito, con referencia nivel de

líquido mínimo deseado en el depósito.

De esta forma, se eliminan los fallos asociados a la presurización y carga de líquidos del depósito.


El propósito de esta mejora es la de detener el resto de suministros de reactivos de proceso en el caso en

el que falle el suministro de la línea de depósito de líquidos. Se trata de añadir un sensor de presión tras la

válvula antirretorno instalada en dicha línea, vinculado al controlador indicador de estado (YIC) y a las

válvulas de control propuestas en la medida correctora 5.

En el caso en el que la presión tras la válvula antirretorno sea nula, el controlador indicador de presión

mandaría la señal de cierre total a las válvulas de regulación propuestas en la medida correctora 5.

Con la implantación en el proceso de la mejora de la medida correctora 5 y la medida correctora 16 se

detendría el suministro del resto de reactivos en el caso en el que alguna de las líneas de suministro falle.


media presión

73




DESVIACIÓN: Presión/caudal real de suministro menor al requerido

En este caso se tiene como referencia que la presión/caudal real suministrado tras la válvula antirretorno

es menor al requerido.

CAUSAS POSIBLES

Cierre parcial por error de las válvulas V13, V14 y V15.

Fugas a través de los sellos de los instrumentos que componen la línea.

Fallo de programación de la bomba HPLC, cometido por el operario.

Fallos en la bomba HPLC debido a defectos o desgaste por uso, presiones a la entrada o salida de la

misma altas, falta de líquido de dosificación, fugas, burbujas de aire en el líquido de dosificación.

Todos los motivos anteriores son provocados por lo siguiente:

Pérdida de estanqueidad en el depósito debido a fugas en el manguito que indica el nivel de

líquido, a través del racor de unión del manómetro o a través de los sellos del mismo.

Saturación parcial del filtro antipartículas, lo cual provoca sobrepresión en la línea.

Cierre parcial de la válvula V15, lo cual provoca sobrepresión tras la bomba.

Presurización incorrecta del depósito tras la carga de líquidos, debido a los siguientes fallos:

o Fallos en el punto de suministro de nitrógeno tales como fugas en la línea, cierre

parcial de la válvula V12 por error del operario o debido al desgaste, menor presión

suministrada de la requerida. Además es posible que exista fallo en el indicador de

presión PI15 del punto de suministro, el cual indique mayor presión a la que se

suministre de la requerida.

o Fallo del manómetro PI16 instalado en el depósito, el cual indica mayor presión de la

real disponible en el depósito de líquidos.

Cabe destacar que la bomba HPLC suministra el caudal programado de forma indiferente si la presión a

la entrada de la misma es menor. Únicamente el caudal suministrado se verá afectado si la bomba es

descebada por los motivos anteriormente expuestos.

CONSECUENCIAS DEBIDO A FUGAS DE NITRÓGENO GAS


áreas confinadas, semicerradas o mal ventiladas.

En el caso de estudio, la instalación es un recinto confinado dispuesto de los adecuados sistemas de

ventilación por extracción forzada y rejillas de ventilación. Debido a estas características no existen peligros

para el operario debido a una fuga en la instalación de gas nitrógeno.

Además cabe destacar mayores consumos de nitrógeno debido a fugas no detectadas por el operario en la

línea de suministro.

Memoria de Cálculo

74


Cuando existe falta de estanqueidad o incorrecta presurización del depósito se puede descebar la bomba,

provocando suministro deficiente o incluso nulo para el resto de la instalación. Podría resultar descebada, con

el consiguiente desgaste de los sistemas antirretorno de la misma y del resto de compuestos internos debido a

sobrecalentamiento. Si la estanqueidad del sistema se interrumpe de forma repentina cuando el depósito está

presurizado, se producen fugas a presión del contenido líquido. Dichas fugas pueden dañar los componentes

eléctricos situados en los alrededores de la instalación, así como alcanzar al operario.

Cabe destacar la importancia de la correcta presurización del depósito de líquidos para evitar que se

introduzcan burbujas de gas junto con el líquido en la bomba, provocando el descebo de la misma.

En el caso que se cierre parcialmente la válvula V12 mientras la bomba HPLC está en funcionamiento,

supone mayores presiones tras la bomba. Este hecho supone el descebado, mayores desgaste y daños sobre la

bomba HPLC.

En el caso en el que el filtro antipartículas se sature parcialmente, la bomba HPLC trabaja de forma

forzada, lo cual reduce su vida útil.




El efecto sobre el precalentador consiste en menores requerimientos de energía eléctrica para elevar la




compuestos químicos. Cabe destacar que la presión parcial de hidrógeno en el segundo reactor serán mayores

al no consumirse con el etilacetato ni con el metilacetato. Lo mismo sucede con el resto de reactivos así como

de productos intermedios no consumidos y que estarán presentes a la salida del segundo reactor, por tanto la

salida de purga estará compuesta con mayores presiones parciales de inflamables.

Supondría pérdidas desde el punto de vista económico, con respecto al resto de reactivos no reaccionados,

así como energéticas.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2







Se trata de mejorar la seguridad y operación de la línea mediante la instalación de una alarma por baja

presión (PSL) en el depósito para evitar las consecuencias de fallo en la línea debido a fallo de presurización

del depósito. Se aconseja que el valor de referencia de dicha alarma sea de 0.5 bar por debajo de la presión a la

que se quiera presurizar el equipo.


Se trata de mejorar la medida 16, para permitir detener el suministro del resto de líneas en el caso de que

la presión tras la válvula antirretorno sea menor a la deseada, lo cual indicaría que existe algún tipo de fallo de

los indicados anteriormente en la línea de depósitos de líquido. Para ello se establecerá un valor de set point

para el controlador indicador de estado de 0.5 bar por debajo de la presión necesaria en el depósito.


media presión

75



PALABRA CLAVE: MÁS

DESVIACIÓN: Presión/caudal real de suministro mayor al requerido

En este caso se tiene como referencia que la presión/caudal real suministrado tras la válvula antirretorno

es mayor al requerido.

CAUSAS POSIBLES

Presurización excesiva debido a fallos en el suministro de nitrógeno. Tales como apertura mayor de la

requerida debido al desgaste o por fallo del operario al manipular las válvulas V12 o V13, fallo del

indicador de presión PI15 el cual indica menor presión de la real.

Fallo en la apertura de la válvula V15, debido al desgaste o error del operario.

Fallo de programación de la bomba HPLC, cometido por el operario.

Presurización incorrecta del depósito tras la carga de líquidos, debido a fallo del manómetro PI16

instalado en el depósito, el cual indica menor presión de la real disponible en el depósito de líquidos.

Cabe destacar que la bomba HPLC suministra el caudal programado de forma indiferente si la presión a

la entrada de la misma es mayor. Por tanto, la última causa se ve corregida por la bomba HPLC. Únicamente el

caudal suministrado se verá afectado si la bomba es descebada por los motivos anteriormente expuestos.


Una elevada presurización del depósito de líquidos puede provocar fugas a través de los sellos del mismo,

en el maguito indicador de nivel, en el racor de unión del manómetro o en la unión con la línea de suministro

de nitrógeno. Dichos efectos sobre el sistema son análogos a los expuestos en la palabra guía anterior "Menos"

del presente Nodo de estudio.




El efecto sobre el precalentador consiste en mayores requerimientos de energía eléctrica para elevar la




compuestos químicos.

Supondría pérdidas desde el punto de vista económico de los reactivos suministrados en este nodo en

exceso, así como energéticas.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2







Instalar en el depósito una alarma por alta presión (PSH) vinculada con una válvula de purga que permita

aliviar la presión en el depósito cuando ésta alcance el valor de referencia considerado según la operación.

Memoria de Cálculo

76

4.2.5 Aplicación del método al Nodo 5: PRECALENTADOR

Para aplicar las desviaciones de las variables de proceso se tiene en cuenta que el Nodo 5 abarca desde el

propio precalentador, válvula de entrada al equipo V16, válvula de salida V17, y la válvula V18 cuya función es

la de aislar el precalentador cuando los modos de operación no requieran su empleo. La válvula de entrada es

de tipo aguja manual, al igual que la de salida.

En el estudio del presente Nodo cabe tener analizar dos variables de proceso: presión o caudal, y

temperatura.

El precalentador se calorífuga mediante una manta eléctrica que lo rodea externamente, fabricada de fibra

de vidrio. La cual opera con voltaje máximo de 230 V, regulado a través de relé. De potencia máxima 360 W,

con longitud 2.5 m, siendo la temperatura máxima de 300 ºC.

El control de temperatura se establece con un termopar monopunto tipo K (TT1) y un controlador (TC)

que actúa sobre la resistencia de la manta eléctrica.

Se establece control de seguridad por alta temperatura TSH1 en el precalentador, con temperatura

máxima de 300ºC (variable), temperatura a la cual se paraliza toda la planta.

El precalentador es un depósito a presión fabricado de carburo de silicio, material con temperatura de

descomposición de 2730ᵒC, mucho mayor que el rango de temperaturas de operación. Siendo la presión

máxima de operación 100 bar.

Cabe destacar que el control del tiempo de residencia de los reactivos en el precalentador se realiza

mediante el lazo de control de presión (Nodo 8).

En la Figura 4.6 se muestra el Nodo 5 correspondiente al precalentador presente en la instalación.

Figura 4.6 Nodo 5, precalentador


media presión

77

NODO 5: PRECALENTADOR

VARIABLE: CAUDAL

PALABRA CLAVE: NO

DESVIACIÓN: Caudal nulo de salida del precalentador

En este caso se tiene como referencia que el caudal es nulo tras la válvula de salida V17 del precalentador.

Se tratarán términos de caudal debido a que debido a la presencia del lazo de control de presión (Nodo 8), la

presión no puede ser nula en esta zona de la instalación, pero sí el caudal.

CAUSAS POSIBLES

Cierre de la válvula de entrada V16 o de la válvula de salida V17, debido al desgaste o error del

operario.

Fugas en el equipo, en los sellos de instrumentos, a lo largo de las líneas del Nodo.


En el caso en el que la válvula de entrada al precalentador (V16) se cierre, la presión en el

precalentador irá disminuyendo progresivamente. El lazo de control de presión indicará a la válvula de

control (V27) su cierre hasta que la presión alcance el valor del set point. Pero esto no será posible

debido a que no hay entrada de reactivos al precalentador. Es en este momento en el cual se debe de

actuar paralizando la planta, pues de continuarse en el tiempo se producirá sobrepresión en la línea

L25, previa al precalentador. Supondría sobrepresión en la línea dando lugar a daños en los sellos de

unión de tuberías instrumentos, lo que puede dar lugar a fugas.

En el caso en el que la válvula de salida del precalentador (V17) se cierre, la presión en el

precalentador irá aumentando progresivamente. El lazo de control de presión indicará a la válvula de

control (V27) su cierre hasta que la presión alcance el valor del set point. Pero esto no será posible

debido a que no hay salida de reactivos desde el precalentador. Es en este momento en el cual se debe

de actuar paralizando la planta, pues de continuarse en el tiempo se producirá sobrepresión en el

equipo. Daría lugar a daños en los sellos de unión e instrumentos, lo que puede dar lugar a fugas.

Como caso extremo de fugas, podría provocarse la despresurización de la instalación.

Las fugas de los diferentes reactivos gaseosos de la instalación están descritas en el estudio del Nodo 1

en la palabra guía "No" para la variable "Presión".

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2






Medida correctora 8

Es aplicable la medida correctora 8, planteada anteriormente. Quedaría cubiertos los posibles fallos

debido al cierre de la válvula V16.


En esta medida correctora supone instalar una alarma por alta presión. Debido a que la presión máxima

admisible en la instalación es de 100 bar, el valor de referencia para la alarma se establece en 95 bar. se

establecería justo antes de la válvula V17 de salida del precalentador, en la línea L38. El valor de presión se

Memoria de Cálculo

78

alcanza en dicho punto de la instalación en el caso de que la válvula de salida se cierre y se acumulen los

reactivos en el equipo.

La alarma por alta presión, planteada anteriormente en la "Medida correctora 8", cubriría el caso en el

que la válvula de entrada al precalentador se cerrase.


VARIABLE: PRESIÓN


DESVIACIÓN: Menor presión de la requerida

En este caso se tiene como referencia que la presión tras la válvula de salida V17 del precalentador es

menor a la requerida.

CAUSAS POSIBLES

Cierre parcial de la válvula de entrada V16 o de la válvula de salida V17, debido al desgaste o error del

operario.

Fugas a través de las tuberías, instrumentos, equipos que forman parte del presente nodo.


En el caso en el que la válvula de entrada al precalentador (V16) se cierre parcialmente, la presión en el

precalentador irá disminuyendo progresivamente. El lazo de control de presión indicará a la válvula de

control (V27) su cierre hasta que la presión alcance el valor del set point. Esta situación no supone

fallo para los reactores ni para el lazo de control de la instalación. Sin embargo de prolongarse en el

tiempo se producirá sobrepresión en la línea L25, previa al precalentador. Supondría sobrepresión en la

línea dando lugar a daños en los sellos de unión de tuberías instrumentos, lo que puede dar lugar a

fugas.

En el caso en el que la válvula de salida del precalentador (V17) se cierre parcialmente, la presión en

el precalentador irá aumentando progresivamente. El lazo de control de presión indicará a la válvula

de control (V27) su cierre hasta que la presión alcance el valor del set point. Esta situación no supone

fallo para los reactores ni para el lazo de control de la instalación. Sin embargo de prolongarse en el

tiempo se producirá sobrepresión en el equipo. Daría lugar a daños en los sellos de unión e

instrumentos, lo que puede dar lugar a fugas.




MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2







media presión

79


En esta medida correctora supone instalar una alarma por alta presión. Debido a que la presión máxima

admisible en la instalación es de 100 bar, el valor de referencia para la alarma se establece en 95 bar. se

establecería justo antes de la válvula V17 de salida del precalentador, en la línea L38. El valor de presión se

alcanza en dicho punto de la instalación en el caso de que la válvula de salida se cierre y se acumulen los

reactivos en el equipo.

La alarma por alta presión, planteada anteriormente en la "Medida correctora 8", cubriría el caso en el

que la válvula de entrada al precalentador se cerrase.

.


VARIABLE: PRESIÓN

PALABRA CLAVE: MÁS

DESVIACIÓN: Mayor presión de la requerida


mayor a la requerida.

CAUSAS POSIBLES

Apertura mayor de la necesaria de la válvula V17.

CONSECUENCIAS Y MEDIDAS CORRECTORAS POSIBLES

Esta desviación no conlleva consecuencia alguna debido a la acción correctora del lazo de control de

presión (Nodo 8); por tanto no es necesaria ninguna medida correctora de la instalación.


VARIABLE: TEMPERATURA


DESVIACIÓN: Menor temperatura de la requerida

En este caso se tiene como referencia que la temperatura en la línea de salida del precalentador (L37) es

menor a la requerida, en el punto de medida del termopar TT1 del lazo de control instalado.

CAUSAS POSIBLES

Fallo de la resistencia eléctrica de la manta calefactora, la cual no suministra suficiente temperatura

como para que el lazo de control la regule, o en el caso de que la temperatura máxima que alcance sea

menor a la deseada. Debido al desgaste por uso, sobrecalentamiento o picos de tensión en la corriente

eléctrica.

Fallo en el termopar TT1, el cual indique el controlador mayor temperatura de la real.

Fallo del operario de programación del controlador de temperatura.


No sería posible el acondicionamiento de los gases hasta la temperatura de operación, los líquidos

procedentes de la instalación de depósito de líquidos no se evaporarían, no se realizaría el correcto mezclado

del DME líquido con el resto de los gases de proceso.

Memoria de Cálculo

80

Este hecho conlleva a menores eficiencias de reacción, por lo que se tendrían mayores presiones parciales

de reactivos sin reaccionar al final del proceso; lo que supone pérdidas económicas y mayor presencia de

inflamables en la línea de salida del proceso.

Serían necesarios mayores requerimientos energéticos en los hornos de los reactores hasta alcanzar la

temperatura de reacción en cada uno de ellos, así como en las mantas eléctricas.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2







Mejora de la instalación del termopar TT1, el cual mediría en el interior del precalentador y no sobre la

tubería.


Instalación de una alarma por baja temperatura en la línea de salida del precalentador. El valor de

referencia de dicha alarma será 20ºC por debajo de la temperatura de operación; debido a que este defecto de

temperatura puede ser corregido por las mantas eléctricas que cubren el resto de líneas de proceso hasta los

reactores.



PALABRA CLAVE: MÁS

DESVIACIÓN: Mayor temperatura de la requerida

En este caso se tiene como referencia que la temperatura en la línea de salida del precalentador (L37) es

mayor a la requerida, en el punto de medida del transmisor TT1 del lazo de control instalado.

CAUSAS POSIBLES

Fallo del controlador cuando la resistencia eléctrica suministra excesiva temperatura. Debido al

desgaste por uso, sobrecalentamiento o picos de tensión en la corriente eléctrica.

Fallo en el transmisor de temperatura el cual indique el controlador menor temperatura de la real.



No existen fallos relacionados con el exceso de temperatura, debido a la existencia de una alarma por alta

temperatura con valor de referencia 300ºC. esto protege al resto de la instalación, teniendo en cuenta que la

temperatura máxima admisible por el precalentador es de 2730ºC y la de los hornos 900ºC. El DME, aún

teniendo temperatura de autoignición 235ºC, debido a la ausencia de oxígeno en el proceso no hay riesgos

derivados del alcance de esta temperatura.


media presión

81

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2







Mejora de la instalación del termopar TT1, el cual mediría en el interior del precalentador y no sobre la

tubería.

Memoria de Cálculo

82

4.2.6 Aplicación del método al Nodo 6: REACTOR 1 Y HORNO 1

La instalación dispone de dos reactores tubulares de lecho catalítico, que según el modo de operación de

la planta pueden utilizarse por separado o en serie. Para realizar una exhaustiva aplicación del método se

estudiará el caso en el que están en funcionamiento ambos y en serie, por lo que se estudiarán por separado.

Para aplicar las desviaciones de las variables de proceso se tiene en cuenta que el Nodo 6 abarca desde la

válvula de entrada al reactor V19 hasta la válvula V20 de la línea de salida del mismo. Las líneas de entrada y

salida del reactor están comunicadas por un juego de válvulas de aguja manuales, las cuales permiten los

diferentes modos de operación.


temperatura.

Dado que el proceso requiere realizarse a temperatura se emplea un horno cada reactor. El aporte de calor

en el horno se realiza mediante resistencia arrollada de Kanthal A1, con temperatura máxima de 1100ºC, de

material refractario para minimizar pérdidas al exterior y riesgo por quemaduras.

El control de la temperatura se realiza mediante un termopar multipunto tipo K de dos indicadores y uno

indicador-transmisor (TT3, TT4, TT5), asociado al controlador de temperatura. El controlador regula el aporte

de calor necesario que debe suministrar cada horno.

Se establece alarma por alta temperatura mediante caña pirométrica de seguridad (TSH2), de tipo axial

situada en la superficie del reactor, con temperatura máxima de uso de 900 ºC, temperatura a la cual se paraliza

toda la planta. La temperatura de operación del presente nodo es válida en el rango [170, 240] ºC. Siendo la

presión máxima de operación de R1 es de 70 bar.

La Figura 4.7 muestra el Nodo 6 correspondiente al reactor 1 y horno 1 de la instalación.

Figura 4.7 Nodo 6, Reactor 1 Horno 1 de la instalación


media presión

83

NODO 6: REACTOR 1 Y HORNO 1

VARIABLE: PRESIÓN/CAUDAL

PALABRA CLAVE: NO

DESVIACIÓN: Caudal nulo

En este caso se tiene como referencia que el caudal es nulo tras la válvula V19 de la línea de salida reactor

1. Se tratarán términos de caudal debido a que debido a la presencia del lazo de control de presión (Nodo 8), la


CAUSAS POSIBLES

Cierre de la válvula de entrada V19, V17, V18 o de la válvula de salida V20, debido al desgaste o error del

operario.


En el caso en el que la válvula de entrada al reactor 1 (V19) se cierre, la presión en el reactor irá

disminuyendo. Al mismo tiempo, la presión aguas arriba al reactor irá aumentando progresivamente

lo que provocará que el lazo de control de presión indique a la válvula de control (V27) su apertura

hasta que la presión alcance el valor del set point. Pero esto no será posible debido a que no hay salida

de reactivos al permanecer V16 cerrada. Es en este momento en el cual se debe de actuar paralizando

la planta, pues de continuarse en el tiempo se producirá sobrepresión en la línea L40 y en el

precalentador. Supondría sobrepresión dando lugar a daños en los sellos de unión de tuberías,

instrumentos y equipos, lo que puede dar lugar a fugas. Además, de no detener este fallo, podría darse

lugar la despresurización de los dos reactores.

En el caso en el que algunas de las válvulas de salida del reactor V20, V21 o V23 se cierre, la presión en

el reactor y en la línea de entrada al mismo irá aumentando progresivamente. El lazo de control de

presión actuaría de la misma forma que el caso anterior de cierre de V19, ocasionándose consecuencias

análogas que afectarían también al reactor.




MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2







Instalación de una alarma de baja presión tras la válvula V20 de salida del reactor R1. El valor de

referencia en el cual se activa dicha alarma se establecería teniendo en cuenta diferencia entre la presión de

operación y la máxima pérdida de carga a través del reactor. Presiones inferiores al valor correspondiente

indicaría una acumulación en alguna zona anterior de la instalación.

Memoria de Cálculo

84


VARIABLE: PRESIÓN


DESVIACIÓN: Presión menor de la requerida

En este caso se tiene como referencia que la presión tras la válvula de salida V20 del reactor es menor a la

requerida.

CAUSAS POSIBLES

Cierre parcial de la válvula de entrada V19, o de las válvulas de salida V20, V22, V23, debido al desgaste

o error del operario.

Fugas en las tuberías, instrumentos y equipos que forman parte del presente nodo.


En el caso en el que la válvula de entrada al reactor 1 (V19) se cierre parcialmente, la presión en el

reactor irá disminuyendo. Al mismo tiempo, la presión aguas arriba al reactor irá aumentando

progresivamente; lo que provocará que el lazo de control de presión indique a la válvula de control

(V27) su apertura hasta que la presión alcance el valor del set point. Por tanto el lazo de control de

presión corrige esta desviación.

En el caso en el que algunas de las válvulas de salida del reactor V20, V21 o V23 se cierre parcialmente,

la presión en el reactor y en la línea de entrada al mismo irá aumentando progresivamente. El lazo de

control de presión actuaría de forma análoga al caso anterior, por lo que se corregiría automáticamente

esta desviación.



MEDIDAS CORRECTORAS

Esta desviación se ve corregida debido a la acción correctora del lazo de control de presión (Nodo 8); por

tanto no es necesaria ninguna medida correctora de la instalación.


VARIABLE: PRESIÓN

PALABRA CLAVE: MÁS




No existen fallos propios al nodo de estudio que provoquen esta desviación. En el hipotético caso de que

se diese lugar, esta desviación no conlleva consecuencia alguna debido a la acción correctora del lazo de

control de presión (Nodo 8); por tanto no es necesaria ninguna medida correctora de la instalación. Si cabe

tener en cuenta el correcto mantenimiento de la instalación (Medida Correctora 2), para garantizar el correcto

funcionamiento de la misma.


media presión

85





En este caso se tiene como referencia que la temperatura en el reactor 1 es menor a la requerida, en el

punto de medida del termopar TT5 del lazo de control instalado.

CAUSAS POSIBLES

Fallo de la resistencia eléctrica del horno 1, la cual no suministra suficiente temperatura como para

que el lazo de control la regule, o en el caso de que la temperatura máxima que alcance sea menor a la

deseada. Debido al desgaste por uso, sobrecalentamiento o picos de tensión en la corriente eléctrica.

Fallo en el termopar TT5, el cual indique al controlador mayor temperatura de la real.



Las condiciones de temperatura de operación real no serían las adecuadas para la correcta reacción de los

reactivos. Este hecho conlleva a menores eficiencias de reacción, por lo que se tendrían mayores presiones

parciales de reactivos sin reaccionar al final del proceso; lo que supone pérdidas económicas y mayor

presencia de inflamables en la línea de salida del proceso.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2







Instalación de una alarma por baja temperatura en la línea de salida del reactor. El valor de referencia de

dicha alarma será 165ºC, ligeramente inferior a la mínima posible de operación; con el fin de permitir y

asegurar la adecuada reacción cuando la temperatura de reacción sea 170ºC.

Memoria de Cálculo

86



PALABRA CLAVE: MÁS


En este caso se tiene como referencia que la temperatura en el reactor 1 es mayor a la requerida, en el


CAUSAS POSIBLES

Fallo del controlador cuando la resistencia eléctrica del horno 1, suministra excesiva temperatura.

Debido al desgaste por uso, sobrecalentamiento o picos de tensión en la corriente eléctrica.

Fallo en el termopar TT5, el cual indique el controlador menor temperatura de la real.



No existen fallos de operación relacionados con el exceso de temperatura. Únicamente supondría

mayores gastos energéticos por parte de la resistencia eléctrica. Debido a la existencia de una alarma por alta

temperatura con valor de referencia 900ºC, no es necesaria ninguna medida correctora adicional en la

instalación. Si cabe tener en cuenta el correcto mantenimiento de la instalación (Medida Correctora 2), para

garantizar el correcto funcionamiento de la misma.


media presión

87

4.2.7 Aplicación del método al Nodo 7: REACTOR 2 Y HORNO 2

Como se ha comentado en el nodo anterior, la instalación dispone de dos reactores tubulares de lecho

catalítico, que según el modo de operación de la planta pueden utilizarse por separado o en serie. Para realizar

una exhaustiva aplicación del método se estudiará el caso en el que están en funcionamiento ambos y en serie,

por lo que se estudiarán por separado.

Para aplicar las desviaciones de las variables de proceso se tiene en cuenta que el Nodo 7 abarca desde la

válvula de entrada al reactor V24 hasta la válvula V25 de la línea de salida del mismo.


temperatura.

Dado que el proceso requiere realizarse a temperatura se emplea un horno cada reactor. El aporte de calor

en el horno se realiza mediante resistencia arrollada de Kanthal A1, con temperatura máxima de 1100ºC, de

material refractario para minimizar pérdidas al exterior y riesgo por quemaduras.

El control de la temperatura se realiza mediante un termopar multipunto tipo K de dos indicadores y uno

indicador-transmisor (TT7, TT8, TT9), asociado al controlador de temperatura. El controlador regula el aporte

de calor necesario que debe suministrar cada horno.

Se establece alarma por alta temperatura mediante caña pirométrica de seguridad (TSH3), de tipo axial

situada en la superficie del reactor, con temperatura máxima de uso de 900 ºC, temperatura a la cual se paraliza

toda la planta.

La temperatura de operación en este nodo es de 220ºC, siendo la presión máxima de operación de 25 bar

en R2.

En la Figura 4.8 se muestra el Nodo 7, correspondiente al reactor 2 y horno 2 presentes en la instalación.

Figura 4.8 Nodo 7, Reactor 2 y Horno 2 de la instalación

Memoria de Cálculo

88


VARIABLE: PRESIÓN/CAUDAL

PALABRA CLAVE: NO

DESVIACIÓN: Caudal nulo

En este caso se tiene como referencia que el caudal es nulo tras la válvula V24 de la línea de salida reactor

2. Se tratarán términos de caudal debido a que debido a la presencia del lazo de control de presión (Nodo 8), la


CAUSAS POSIBLES

Cierre de la válvula de entrada V24 o de salida V25, debido al desgaste o error del operario.


En el caso en el que la válvula de entrada al reactor 1 (V24) se cierre, la presión en el reactor irá

disminuyendo. Al mismo tiempo, la presión aguas arriba al reactor irá aumentando progresivamente

lo que provocará que el lazo de control de presión indique a la válvula de control (V27) su apertura

hasta que la presión alcance el valor del set point. Pero esto no será posible debido a que no hay salida

de reactivos al permanecer V24 cerrada. Es en este momento en el cual se debe de actuar paralizando la

planta, pues de continuarse en el tiempo se producirá sobrepresión en la líneas aguas arriba del reactor

2, sobre el reactor 1 e incluso sobre el precalentador. Supondría daños en los sellos de unión de

tuberías, instrumentos y equipos, lo que puede dar lugar a fugas. Además, de no detener este fallo,

podría darse lugar la despresurización del reactor 2.

En el caso en el que la válvula de salida del reactor V25 se cierre, la presión en el reactor y en la línea

de entrada al mismo irá aumentando progresivamente. El lazo de control de presión actuaría de la

misma forma que el caso anterior de cierre de V24, ocasionándose consecuencias análogas.




MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2







Se trata de modificar la instalación de la alarma de baja presión tras la válvula V22 de salida del reactor

R2, en lugar de a la salida del reactor R1. El valor de referencia en el cual se activa dicha alarma se

establecería teniendo en cuenta diferencia entre la presión de operación y la máxima pérdida de carga a través

del reactor. Presiones inferiores al valor correspondiente indicaría una acumulación en alguna zona anterior de

la instalación.


media presión

89


VARIABLE: PRESIÓN


DESVIACIÓN: Presión menor de la requerida

En este caso se tiene como referencia que la presión tras la válvula de salida V25 del reactor es menor a la

requerida.

CAUSAS POSIBLES

Cierre parcial de la válvula de entrada V24 o de la válvula de salida V25 debido al desgaste o error del

operario.

Fugas en las tuberías, instrumentos y equipos que forman parte del presente nodo.


En el caso en el que la válvula de entrada al reactor 2 (V24) se cierre parcialmente, la presión en el

reactor irá disminuyendo. Al mismo tiempo, la presión aguas arriba al reactor irá aumentando

progresivamente; lo que provocará que el lazo de control de presión indique a la válvula de control

(V27) su apertura hasta que la presión alcance el valor del set point. Por tanto el lazo de control de

presión corrige esta desviación.

En el caso en el que la válvula de salida del reactor V25 se cierre parcialmente, la presión en el reactor

y en la línea de entrada al mismo irá aumentando progresivamente. El lazo de control de presión

actuaría de forma análoga al caso anterior, por lo que se corregiría automáticamente esta desviación.



MEDIDAS CORRECTORAS

Esta desviación se ve corregida debido a la acción correctora del lazo de control de presión (Nodo 8); por

tanto no es necesaria ninguna medida correctora de la instalación. Si cabe tener en cuenta el correcto

mantenimiento de la instalación (Medida Correctora 2), para garantizar el correcto funcionamiento de la

misma.


VARIABLE: PRESIÓN

PALABRA CLAVE: MÁS




No existen fallos propios al nodo de estudio que provoquen esta desviación. En el hipotético caso de que

se diese lugar, esta desviación no conlleva consecuencia alguna debido a la acción correctora del lazo de

control de presión (Nodo 8); por tanto no es necesaria ninguna medida correctora de la instalación.

Memoria de Cálculo

90





En este casos se tiene como referencia que la temperatura en el reactor 2 es menor a la requerida, en el


CAUSAS POSIBLES

Fallo de la resistencia eléctrica del horno 2, la cual no suministra suficiente temperatura como para



Fallo en el termopar TT9, el cual indique al controlador mayor temperatura de la real.



Las condiciones de temperatura de operación real no serían las adecuadas para la correcta reacción de los

reactivos. Este hecho conlleva a menores eficiencias de reacción, por lo que se tendrían mayores presiones

parciales de reactivos sin reaccionar al final del proceso; lo que supone pérdidas económicas y mayor

presencia de inflamables en dicha línea.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2







Instalación de una alarma por baja temperatura en la línea de salida del reactor R2. El valor de referencia

de dicha alarma será 210ºC, ligeramente inferior a la de operación; con el fin de permitir y asegurar la

adecuada reacción cuando la temperatura de reacción sea 220ºC.



PALABRA CLAVE: MÁS


En este casos se tiene como referencia que la temperatura en el reactor 2 es mayor a la requerida, en el


CAUSAS POSIBLES

Fallo del controlador cuando la resistencia eléctrica del horno 2, suministra excesiva temperatura.

Debido al desgaste por uso, sobrecalentamiento o picos de tensión en la corriente eléctrica.

Fallo en el termopar TT9, el cual indique el controlador menor temperatura de la real.



media presión

91



mayores gastos energéticos por parte de la resistencia eléctrica. Debido a la existencia de una alarma por alta

temperatura con valor de referencia 900ºC, no es necesaria ninguna medida correctora adicional en la

instalación. Si cabe tener en cuenta el correcto mantenimiento de la instalación (Medida Correctora 2), para

garantizar el correcto funcionamiento de la misma.

Memoria de Cálculo

92

4.2.8 Aplicación del método al Nodo 8: LAZO DE CONTROL DE PRESIÓN

Debido a que el proceso se lleva a cabo en fase gas, el control de la presión en el mismo es fundamental.

Para aplicar las desviaciones de las variables de proceso se tiene en cuenta que el Nodo 8 abarca el lazo

de control de presión compuesto por el transmisor de presión PT1 situado en la línea de entrada al reactor 1, el

controlador de presión PC actúa sobre una válvula milimíter situada en la línea de salida del proceso. Con éste

lazo se controla la presión de operación y el tiempo de residencia de los gases en los reactores y precalentador.

El set point de dicho controlador es la presión de operación requerida.

En la línea de salida de los reactores está instalado un transmisor de presión PT2 cuya función es la de

medir la presión aguas abajo del lecho, y determinar así la pérdida de carga del lecho por diferencia con PT1.

En la Figura 4.9 se muestra el Nodo 9, correspondiente al lazo de control de presión instalado en la

instalación.

Figura 4.9 Nodo 8, Lazo de control de presión en la instalación

NODO 8: LAZO DE CONTROL DE PRESIÓN

VARIABLE: PRESIÓN


DESVIACIÓN: Menor presión de la requerida

En este caso se tiene como referencia que la presión en el punto de medida del PT1 (a la entrada al

reactor 1), es menor a la requerida.

CAUSAS POSIBLES

Fallo del transmisor de presión PT1, el cual indique al controlador mayor presión

de la real.

Fallo de la válvula de regulación, el cual no realice la apertura necesaria para ajustar la presión.

Debido al desgaste por uso.

Fallo del operario de programación del controlador de presión.

Fugas a través de las tuberías, instrumentos, equipos comprendidos en el lazo de control de presión.


media presión

93


No existen consecuencias asociadas en una menor presión en dicho punto de la instalación, pues aunque

esta sea menor se garantiza la diferencia de presión entre la entrada y salida del lazo de control. Por tanto no es

necesaria la implantación de medida correctora adicional a la instalación. Si cabe tener en cuenta el correcto


misma.

NODO 8: LAZO DE CONTROL DE PRESIÓN

VARIABLE: PRESIÓN

PALABRA CLAVE: MÁS


En este caso se tiene como referencia que la presión en el punto de medida del PT1 (a la entrada al

reactor 1), es mayor a la requerida.

CAUSAS POSIBLES

Fallo del transmisor de presión PT1, el cual indique al controlador menor temperatura de la real.

Fallo de la válvula de regulación, el cual no realice la apertura necesaria para ajustar la presión.

Debido al desgaste por uso.

Fallo del operario de programación del controlador de presión.


Si el valor de la presión en dicho punto de la instalación iguala a la presión máxima admisible por la

instalación, puede dar lugar a daños en los equipos así como fugas en la zona de la instalación comprendida en

el nodo de estudio. Las consecuencias de fugas de los diferentes reactivos gaseosos de la instalación están

descritas en el estudio del Nodo 1 en la palabra guía "No" para la variable "Presión".

MEDIDAS CORRECTORAS POSIBLES

Medida correctora 2







Sería aplicable la segunda alarma establecida anteriormente en la medida correctora 18, desarrollada para

el "Nodo 5: Precalentador". Se establecería justo antes de la válvula V17 de salida del precalentador, en la línea

L37. El valor de referencia para dicha alarma es de 95 bar.

Memoria de Cálculo

94

4.2.9 Aplicación del método al Nodo 9: MANTAS ELÉCTRICAS

Para aplicar las desviaciones de las variables de proceso se tiene en cuenta que el Nodo 9 abarca tres

mantas eléctricas que calorifugan las líneas de proceso comprendidas desde la salida del precalentador hasta la

línea de salida de la instalación.

Se procederá a analizar una manta eléctrica genérica, aplicable a cada una de ellas. La variable a analizar

en la temperatura de la misma.

Dichas líneas están calorifugadas a 170-175ºC mediante mantas eléctricas de voltaje máximo de 230 V,

regulado a través de relé. De potencia máxima 360 W y longitud 2.5 m, siendo la temperatura máxima

admisible de 300 ºC. El control de temperaturas se realiza en cada manta mediante termopares monopunto tipo

K (TT2, TT6, TT10) con controladores de temperatura.

La primera manta eléctrica abarca las líneas de entrada al primer y segundo reactor (TT2 y TC); la

segunda manta eléctrica abarca la línea de bypass correspondiente a la salida del reactor 1 y entrada al reactor

2 (TT6 y TC); la tercera manta eléctrica abarca la línea de salida del proceso hacia la entrada al cromatógrafo

de gases.

En la Figura 4.10 se muestra el Nodo 9, correspondientes a las tres mantas eléctricas presentes en la

instalación.

Figura 4.10 Nodo 9, mantas eléctricas en la instalación


media presión

95

NODO 9: MANTAS ELÉCTRICAS




En este caso se tiene como referencia que la temperatura real en los puntos de medida de los transmisores

de temperatura TT2, TT6 y TT10 es menor a la requerida.

CAUSAS POSIBLES

Fallo de la resistencia eléctrica de la manta, la cual no suministra suficiente temperatura como para



Fallo en el transmisor de temperatura de cada manta eléctrica (TT2, TT6 y TT10), el cual indique al

controlador mayor temperatura de la real.



El objetivo de la primera y segunda manta eléctrica es de mantener las condiciones de temperatura de los

gases alcanzada en el precalentador. Si la temperatura es menor a la necesaria podría provocar la condensación

de sustancias de proceso, dando lugar a menores eficiencias en las reacciones. Esto supone menores eficiencias

de reacción, por lo que se tendrían mayores presiones parciales de reactivos sin reaccionar al final del proceso.

Esto supone pérdidas económicas y mayor presencia de inflamables en dicha línea. Una menor temperatura en

la tercera manta eléctrica podría provocar condensación de sustancias de proceso en la misma, lo que haría

imposible el análisis posterior de dicha línea.

MEDIDAS CORRECTORAS

Medida correctora 2







Instalación de alarmas de baja temperatura en cada una de las mantas eléctricas situadas tras los

controladores de temperatura. El valor de referencia en el cual dichas alarmas se pondrían en funcionamiento

es de 165 ºC, valor ligeramente inferior al necesario, para permitir fluctuaciones que no ocasionen peligro ni

fallo en la instalación.

Memoria de Cálculo

96

NODO 9: MANTAS ELÉCTRICAS


PALABRA CLAVE: MÁS


En este caso se tiene como referencia que la temperatura real en los puntos de medida de los transmisores

de temperatura TT2, TT6 y TT10 es mayorr a la requerida.

CAUSAS POSIBLES

Fallo del controlador cuando la resistencia eléctrica, suministra excesiva temperatura. Debido al

desgaste por uso, sobrecalentamiento o picos de tensión en la corriente eléctrica.

Fallo en el transmisor de temperatura de cada manta eléctrica (TT2, TT6 y TT10), el cual indique al

controlador menorr temperatura de la real.


CONSECUENCIAS Y MEDIDA CORRECTORA POSIBLES


mayores gastos energéticos por parte de la resistencia eléctrica. Si cabe tener en cuenta el correcto


misma.


media presión

97

5 RESULTADOS

5.1 Tablas HAZOP de resultados

5.1.1 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 1: CENTRAL DE GASES

En la Tabla 5.1 se muestran los resultados de aplicación del método HAZOP en el Nodo 1.

Tabla 5.1 Tabla de HAZOP de resultados del Nodo 1

Resultados

98

5.1.2 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 2: SUMINISTRO DE GASES AL PROCESO




media presión

99

5.1.3 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 3: LÍNEA DE SUMINISTRO DE DME LÍQUIDO



Resultados

100

5.1.4 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 4: LÍNEA COMPUESTOS LÍQUIDOS




media presión

101

5.1.5 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 5: PRECALENTADOR


Tabla 5.5 Tabla de HAZOP de resultados del Nodo 5 (continuación)

Resultados

102



media presión

103

5.1.6 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 6: REACTOR 1 Y HORNO 1



Resultados

104



media presión

105

5.1.7 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 7: REACTOR 2 Y HORNO 2



Resultados

106



media presión

107

5.1.8 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 8: LAZO CONTROL PRESIÓN



Resultados

108

5.1.9 Tabla HAZOP del método aplicado al Nodo 9: MANTAS ELÉCTRICAS




media presión

109

5.2 P&ID de las medidas aplicadas al nodos 1 de la instalación

En la Figura 5.1 se muestra el P&ID de las medidas aplicadas en el Nodo 1 genérico de la instalación.

Figura 5.1 P&ID medidas aplicadas en Nodo 1

Resultados

110

5.3 P&ID de las medidas aplicadas a los nodos 2, 3 y 4 de la instalación

En la Figura 5.2 se muestra el P&ID de las medidas aplicadas en los Nodos 2, 3 y 4 de la instalación.

Figura 5.2 P&ID medidas aplicadas en Nodo 2, 3 y 4


media presión

111

5.4 P&ID de las medidas aplicadas a los nodos 5,6,7,8 y 9 de la instalación

En la Figura 5.3 se muestra el P&ID de las medidas aplicadas en los Nodos 5, 6, 7, 8 y 9 de la instalación.

Figura 5.3 P&ID medidas aplicadas en Nodo 5, 6, 7, 8 y 9

L35

L36

L38

L39

L40

L41L42

L43

L44

L45

L46

L47

L48

L49

L50

L51

L52

L53

L54

L55

L56

L57

TSH1

TT1

TT5

TT4

TT3TSH2TSH3

TT9

TT8

TT7

V16

V17

V18

V19

V20

V21

V22

V23

V24

V25

V26

V27

PT1TT2

PT5

PI

PC

TT10

H1

R1R2

TC1

TC2

TC3TC4

TC5

TC6

TT6

PSH7

PSH8

TSH2

TSL3

PSL14

TSL2

TSL3

TSL4

TSL5

Resultados

112


media presión

113

ANEXO 1 CASETA DE GASES Y BOTELLAS DE GAS: ESTUDIO DE NORMATIVA APLICABLE

El Real Decreto 2060/2008 por el que se aprueba el Reglamento de Equipos a Presión y sus Instrucciones

Complementarias indica que las características que deben cumplir los almacenes de botellas de gas

comprimidos deben de ser acordes con los requisitos establecidos por la Instrucción Técnica Complementaria,

de M.I.E. APQ 005 “Almacenamiento de Botellas y Botellones, de Gases Comprimidos, Licuados y Disueltos

a Presión”, del Real Decreto 379/2001, de 6 de abril, por el que se aprueba el Reglamento de almacenamiento

de productos químicos y las instrucciones de la empresa proveedora de los gases. Hay que tener en cuenta las

modificaciones del anterior Real Decreto indicadas por el Real Decreto 105/2010, de 5 de febrero, por el que

se modifican determinados aspectos de la regulación de los almacenamientos de productos químicos y se

aprueba la instrucción técnica complementaria MIE APQ-9 «almacenamiento de peróxidos orgánicos».

Según la anterior normativa vigente, los almacenes de botellas de gas comprimidos se clasifican en función de

las cantidades de productos de cada clase presentes en el almacén. Según dicha clasificación la “caseta de

gases” es un almacén de categoría 1, como puede observarse en la Figura 1.

Figura 1 Criterios de Categoría 1 de almacén de botellas de gas comprimido. R.D. 379/2001

Debido al hecho de pertenecer a la categoría 1, el área de almacenamiento puede albergar en su interior otras

actividades siempre y cuando no afecten a la seguridad de las botellas. Es la situación del presente caso de

estudio, en el interior de la caseta de gas se procede a la alimentación de los gases de proceso.

Según las modificaciones introducidas por el nuevo Real Decreto, la caseta de gas en estudio es un área de tipo

abierto, la cual posee una cubierta con un simple techado para protección de la intemperie y/o dotada de un

muro a un solo lado.

Los almacenes en área abierta o cerrada podrán almacenar botellas llenas de gases inflamables y otros gases

(inertes, oxidantes, tóxicos y corrosivos) siempre que entre las botellas de los inflamables y las del resto de los

gases exista una distancia de 6 m, como mínimo, o bien estén separadas por un muro de RF-30 de 2 m de

altura mínima que sobrepase en proyección horizontal y vertical 0,5 m a las botellas almacenadas. En el caso

de la caseta de gases en estudio, hay gases inflamables (CO, CH4, H2) y gases inertes (N2). Por lo que el muro

de separación no es necesario a no ser que se requiera almacenar productos oxidantes, tóxicos o corrosivos.

Con respecto al equipo de lucha contra incendios en el área de almacenamiento se debe disponer de agente

extintor compatible con los gases almacenados con un mínimo de 2 extintores, cada uno con una eficacia

mínima de 89B (según UNE 23110). Han de situarse en lugares fácilmente accesibles desde el área de

almacenamiento, en concreto hay dos extintores situados en el pasillo de acceso principal de los Laboratorio

L5 Planta Baja.

Con respecto a las condiciones ambientales de almacenamiento, la temperatura de almacenamiento no debe

exceder de 50ᵒC. En el. emplazamiento de la caseta de gases en estudio, las temperaturas en olas de calor en

verano rondan los 43.7ᵒC a la sombra. Este requisito lo cumple la caseta de gases de la instalación, pues a las

horas de mayor incidencia de la luz solar en verano está a la sombra.

Las características que deben cumplir las botellas de gas comprimido deben ser acordes a la Instrucción

Técnica Complementaria, de M.I.E. AP6del Real Decreto 2060/2008 por el que se aprueba el Reglamento de

Equipos a Presión y sus Instrucciones Complementarias.

Con respecto a los colores de identificación de botellas, ha de cumplirse lo indicado en la norma UNE EN

Anexo 1

114

1089-3, según el Articulo 4 punto 1 de la Instrucción Técnica mencionada anteriormente. Dicha norma entró

en vigor en Agosto de 2014, las botellas de gas comprimido que hayan sido suministradas con anterioridad a

esta fecha pueden regirse por la normativa de etiquetado y código de color anterior.

Dicha norma indica que la asignación de los colores a las botellas de gas se realiza en función de las

propiedades del contenido conforme al peligro presentado por el gas contenido en la botella, algunos gases o

mezclas de gases específicos se asignan a colores correspondientes a los gases o mezclas de gases en cuestión;

para determinados gases en lugar del color de peligro se pueden atribuir otros colores en función de los

componentes de la mezcla de gases.

El color del riesgo queda recogido en la parte superior de la botella (ojiva), el color de la parte inferior de la

botella (cuerpo) es de libre aplicación y no se identifica con riesgos, pudiendo ser elegido por el fabricante a

condición de que no genere confusión con los colores de riesgo.

Para los gases o mezclas de gases asociados a un único peligro, el código de colores según sus propiedades es

el mostrado en la Tabla 1:

Peligro asociado Propiedad Color del peligro Ojiva

Tóxico y/o Corrosivo De acuerdo Norma ISO

10298 e ISO 13338 Amarillo

Inflamable De acuerdo Norma EN ISO

10156 Rojo

Oxidante De acuerdo Norma EN ISO

10156 Azul claro

Inerte

Gas o mezcla de gases no

tóxico, no corrosivo, no

inflamable y no oxidante.

Verde Vivo

Tabla 1 Código de colores de botellas de gas a presión UNE EN 1089-3

Cuando un gas o mezcla de gases presentan dos propiedades de peligro, el color de la ojiva de la botella debe

corresponderse a un solo peligro primario, pudiéndose igualmente aplicar el color del peligro secundario

(inflamable u oxidante) a la ojiva de la botella según se muestra en la Tabla 2:

Peligros asociados Colores del peligro Ojiva

Tóxico (y/o corrosivo) e inflamable Amarillo más rojo

Tóxico (y/o corrosivo) y oxidante Amarillo más azul claro

Tabla 2: Código de colores de ojiva para gases o mezclas asociadas a dos peligros

La distribución de los dos colores en la ojiva, en el caso de gases o mezclas de gases con dos propiedades de

peligros, viene determinada según se observa en la Figura 2. El “Color 0” se refiere al color del cuerpo de la

botella elegido por el fabricante, el “Color 1” y “Color 2” se refieren al peligro primario y secundario,


media presión

115

respectivamente. El color 2 de la configuración a), no debe ser el mismo que el color del cuerpo de la botella.

Para evitar esta situación se permite conmutar el color 1 por el 2, ó usarse la configuración b) o c).

Figura 2 Elección de la disposición del código de color para gases o mezcla de gases con dos peligros

Además, las ojivas de las botellas con los nuevos colores tendrán pintadas dos letras N (nuevo) marcadas en

dos lugares contrapuestos en función de la altura de la botella de gas, como puede observarse en la Figura 3:

Figura 3 Posición de la letra “N” en una botella de gas

Con respecto al etiquetado de la botella de gas comprimido, debe se ser el principal soporte de información del

contenido de la botella. La información que debe aparecer en las etiquetas es la siguiente:

Denominación del gas: designación comercial del gas, número ONU de información para el transporte,

número de identificación EC de la sustancia, datos del fabricante.

Palabras de advertencia: Vocablo que indica el nivel relativo de gravedad de los peligros para alertar al lector

de la existencia de un peligro potencial. Existen dos tipos: de peligro, palabra de advertencia utilizada para

indicar las categorías de peligro más graves; y de atención, palabra de advertencia utilizada para indicar las

categorías de peligro menos graves.

Indicaciones de peligro(frases H): Frase que, asignada a una clase o categoría de peligro, describe la

naturaleza de los peligros de una sustancia o mezcla.

Consejos de prudencia (frases P): Frase que describe la medida o medidas recomendadas para minimizar o

evitar los efectos adversos causados por la exposición a una sustancia o mezcla peligrosa durante su uso o

eliminación.

En la Figura 4 puede observarse un ejemplo de etiqueta de una botella de gas comprimido.

Anexo 1

116

Figura 4 Ejemplo de etiqueta de botella de gas comprimido

Con respecto a los acoplamientos de salida de las botellas de gas comprimidas, todos los componentes de

construcción de dichos acoplamientos de las válvulas deben de ser compatibles con los gases contenidos en las

botellas. En la Figura 5 se recogen los tipos de acoplamientos segun el tipo de gas de la botella de gas

comprimido:

Figura5Tipos de acoplamiento de salida de botellas de gas comprimido

En la Tabla 3 se recogen los códigos de colores y los tipos de acoplamiento de salida de las botellas de gas

correspondientes a los gases que intervienen en el proceso de estudio del presente Proyecto.


media presión

117

Gas de proceso Tipo de gas Codigo de color Ojiva tipo Acoplamiento de salida

Nitrógeno (N2) Inerte Verde*

Tipo C M 21.7x11.814

derechas W 21.7 – 14

hilo/pulgada derechas

Hidrógeno (H2) Inflamable Rojo

Tipo E



Metano (CH4) Inflamable Rojo

Tipo E



Monóxido de

Carbono (CO)

Tóxico**

Amarillo

Tipo E *



Mezcla de

calibración

CO/DME (10/1

v/v)

Tóxico e

inflamable

Amarillo más

rojo

Tipo M

19x 1.5 métrico (izquierdas)

DME líquido Inflamable Rojo

Tipo E



(*) La botella de N2 presente en la caseta de gas fue suministrada antes de la entrada en vigor de la nueva

normativa, siendo su ojiva de color negro.

(**

) Según la UNE EN 1089-3 el CO es un gas de tipo inflamable, según el R.D. 2060/2008 es un gas tóxico.

Se emplean las clasificaciones para código de color y tipo de acoplamiento según la normativa

correspondiente.

Tabla 3 Código de colores y tipo de acoplamiento para botellas de gas del proceso de estudio

Se comprueba que la caseta de gases de la instalación de estudio cumple con la normativa vigente

anteriormente expuesta. Por tanto, no hay riesgos derivados del incumplimiento de dicha normativa.

Anexo 1

118


media presión

119

ANEXO 2 EFECTOS DE FUGAS DE GASES INFLAMABLES

BLEVE

Con el término BLEVE (acrónimo de la denominación inglesa del suceso: Boiling Liquid Expanding

Vapour Explosion) se conoce al suceso que tiene lugar cuando un tanque, conteniendo un líquido almacenado

a una temperatura superior a su punto de ebullición o bien conteniendo un gas licuado, se rompe brusca y

catastróficamente dejando escapar su contenido instantá- neamente, en forma de evaporación súbita tipo flash,

originándose una onda de sobrepresión de alto poder destructivo, acompañada de la formación de proyectiles

provenientes del propio recipiente, que a menudo son de gran tamaño. En el caso frecuente de que el gas sea

inflamable, casi siempre el proceso se ve acompañado por la ignición de la nube formada, que es lo que se

conoce como fire ball o bola de fuego.

Una de las causas más frecuentes de la rotura del recipiente es la debilitación de las paredes del mismo

por haber estado expuestas accidentalmente a un fuego exterior. Este fuego a menudo es originado por

pequeñas fugas del material almacenado. A medida que se recibe calor del fuego exterior, fracciones de

líquido cada vez mayores pasan a fase vapor con el consiguiente aumento de presión. Al mismo tiempo, la

radiación procedente del incendio, o incluso la incidencia directa de las llamas, calienta la pared del recipiente.

En la zona de pared por encima del nivel del líquido la transferencia de calor hacia el gas del interior es más

lenta, lo que hace que la temperatura de la pared aumente rápidamente, con la consiguiente disminución de su

resistencia mecánica. Es condición necesaria para que se pueda originar una BLEVE, que el líquido alcance las

condiciones de presión y temperatura de nucleación, es decir, aquellas condiciones que hacen posible una

nucleación espontánea que origine la evaporación flash que da lugar al fenómeno. Para determinar estas

condiciones se estudiarán las líneas de saturación y la línea límite de sobrecalentamiento para la sustancia

objeto de estudio. El proceso puede dar origen al colapso del recipiente, la despresurización del gas y el líquido

remanente, y la BLEVE del conjunto. Además las llamas del incendio garantizan la ignición de la mezcla en

expansión si ésta es inflamable.

Cabe señalar que la existencia de una válvula de alivio de presión no es suficiente para impedir que una

BLEVE tenga lugar, aunque puede retrasarla y por tanto disminuir sus consecuencias, si está correctamente

tarada. Otros causas posibles son el fallo mecánico por corrosión o impacto, sobrellenado o desbocamiento de

reacciones en equipos, sin concurso de fuego externo en el caso de recipientes a presión. En este caso la

ignición puede producirse de todas formas durante la ruptura del recipiente, o puede retrasarse hasta que la

nube en expansión encuentre una fuente apropiada. En ambos casos los efectos de presión serían similares.

Los efectos derivados de una BLEVE son como ya se han indicado:

Radiación térmica: Se debe al fenómeno conocido como fire ball, que se corresponde con la

formación de un volumen esférico de gas cuya superficie externa arde mientras que la masa

entera se eleva por efecto de la reducción de densidad, debido al calentamiento de la masa en

combustión. La duración del fire ball suele ser corta, si bien con unos altos niveles de radiación

térmica sobre las inmediaciones.

Explosión: Como consecuencia de la rotura total del tanque, el líquido se expande brusca y

violentamente dando lugar a una explosión con su correspondiente onda de presión asociada.

Estas sobrepresiones son difíciles de predecir, ya que la evolución concreta de la vaporización y

presurización previas al colapso del recipiente, y la duración del proceso de ruptura-

despresurización tiene una influencia importante en la evolución posterior. En todo caso, los

efectos de presión son a menudo limitados, por lo que el principal peligro en cuanto a la onda de

choque es el llamado efecto dominó, o propagación a unidades cercanas, siendo poco probable el

daño por sobrepresión más allá de los confines de la planta.

Lanzamiento de proyectiles: Como consecuencia de la rotura total del tanque y la expansión

violenta del líquido, se puede producir la emisión a gran velocidad de los fragmentos del tanque,

con el potencial riesgo asociado de muertes y de extensión del accidente a otras instalaciones. En

este sentido, es preciso diferenciar entre BLEVE y fire ball, o bola de fuego. Sólo cuando en la

Anexo 2

120

BLEVE se ven involucradas sustancias inflamables, se generará una bola de fuego. El hecho de

que los efectos de las ondas de presión sean menos relevantes que los de la bola de fuego y que

normalmente las BLEVE afecten a equipos que contienen sustancias inflamables, hace que se

unifiquen en muchas ocasiones ambos términos.

POOL FIRE (Incendios de charco o charco inflamable)

Cuando un líquido inflamable fuga accidentalmente, parte de él puede acumularse en el suelo formando

un charco o bien ser recogido en un cubeto si el tanque o tubería en la que se produce la fuga dispone de él. Si

en charco entra en contacto con un punto a temperatura superior a la de inflamación del lí- quido, éste se

incendiará. El fuego producido por la ignición del líquido acumulado en el charco o en el cubeto se conoce

como pool fire. En caso de incendios no confinados puede producirse una variación importante de las

dimensiones del incendio a medida que el líquido derramado se extiende. En cualquier caso es necesario

establecer las dimensiones del incendio, en función del tiempo si son variables. Sus efectos suelen afectar a

zonas reducidas, aunque con un alto tiempo de exposición. No obstante, pueden originar accidentes de mayor

gravedad, tales como BLEVE, en caso de que éste se produzca en las inmediaciones de tanques con gases

licuados, siempre que éstos no estén diseñados ante fuego exterior. Por último, y como se indicará

seguidamente, si se producen en las inmediaciones de tanques con sustancias como fuel oil, y bajo condiciones

muy específicas, se podrá generar un Boil-over.

JET FIRE (Dardo de fuego)

Un jet fire es un tipo de fuego producido por la ignición inmediata de un chorro de gas o vapor inflamable

que fuga de un tanque o tubería por un estrechamiento u orificio a una velocidad considerable. La radiación

emitida por el jet fire afecta generalmente a zonas muy limitadas, tanto por las usualmente reducidas

dimensiones del chorro, como por su relativamente corto tiempo de exposición.

Su peligro principal es la incidencia directa del dardo sobre otras superficies, sobre todo sobre equipos

que contengan gases licuados, ya que también pueden generar BLEVE al igual que los pool fire. FLASH FIRE

(Llamarada o nube de gas inflamable) Se denomina flash fire a la combustión muy rápida de una mezcla de

aire más vapor inflamable que se dispersa en la atmósfera, con características tales que los efectos de presión

sean despreciables, quedando como efectos a considerar los correspondientes a la radiación térmica. En el caso

de un flash fire, la ignición da lugar a un fuego que consume rápidamente la materia inflamable contenida en la

nube, sin efectos graves en el exterior de las llamas. De ahí que se considere su alcance como la región del

espacio correspondiente al límite inferior de inflamabilidad. La duración típica de la combustión de la nube de

gas resulta despreciable.

EXPLOSIONES CONFINADAS (CVE) Y NO CONFINADAS (UVCE)

La explosión es una liberación repentina y violenta de energía. La violencia de la explosión depende de la

velocidad a la cual se libera la energía. Según sea dicha velocidad, la explosión puede ser de dos clases:

Deflagración, con velocidad de llama de 1 a 300 m/s.

Detonación con velocidad de llama superior a 300 m/s, pudiendo alcanzar 2000-3000 m/s.

Las explosiones pueden clasificarse, según su grado de confinamiento, en:

Explosiones confinadas (CVE, Confined Vapour Explosion): es la producida en el interior de un

recipiente o recinto.

Explosiones no-confinadas (UVCE, Unconfined Vapour Cloud Explosion): aquélla que tiene

lugar en la atmósfera abierta.


media presión

121

La energía liberada en una explosión confinada en un recipiente se distribuye entre energía de ondas de

choque y energía de proyección de fragmentos. Las explosiones confinadas en recipientes (CVE) pueden ser

de dos tipos:

Explosiones físicas. Aquellas cuya energía liberada es de tipo físico. La energía física puede ser de

presión, de tensión en metales, térmica y eléctrica. Las explosiones físicas más típicas son las debidas

a la elevada presión de un gas, de tal modo que la energía proviene de la expansión adiabática del gas

confinado en el recipiente.

Explosiones químicas: Aquellas originadas por la energía liberada en una reacción química. El caso

más frecuente es la explosión por ignición de una mezcla de vapores inflamables y aire. La energía

liberada proviene de la suma de la energía de expansión adiabática del gas y la energía de reacción

química (que para una ignición es la energía de combustión del gas).

Las explosiones no confinadas tienen lugar por la ignición de mezclas de gas inflamable y aire de la masa

de gas entre los límites de inflamabilidad en espacios abiertos. La ignición retardada de una nube de gas

inflamable puede originar una explosión y las sobrepresiones correspondientes, si la nube está

considerablemente confinada, por ejemplo entre edificios o en plataformas bajo tierra. La gravedad de la

explosión depende de la cantidad de gas en la nube que se encuentre dentro de la región explosiva (entre el LII

y el LSI). Estas cantidades se calculan con modelos de dispersión, asumiéndose que el centro de la explosión

se sitúa en el punto medio entre el LII y el LSI. Actualmente existen aún dudas sobre la cantidad mínima de

gas inflamable requerida para producir una UVCE, la distancia máxima a que se puede desplazar la nube y el

tiempo que puede transcurrir antes de que deflagre. En este sentido, existen discrepancias en la delimitación

del valor mínimo de la masa contenida en una nube inflamable que puede dar origen a una explosión en lugar

de una deflagración, de manera que los autores establecen cantidades mínimas que oscilan entre 1 y 15

toneladas de vapor inflamable en la nube para que pueda producirse una explosión. Abundando en ello, para

sustancias muy reactivas, como el hidrógeno, se han citado experiencias accidentales en las que intervenían

algunas decenas de kilogramos.

NUBE TÓXICA

La dispersión de gases con características toxicológicas dará lugar a nubes tóxicas. En este sentido, de los

diferentes desarrollos accidentales que pueden considerarse como consecuencia de la emisión de una sustancia,

a menudo las mayores distancias de consecuencias suelen venir asociados a las nubes tóxicas. En el caso de las

nubes tóxicas, en lugar que un determinado nivel de concentración o un tiempo de exposición, el concepto de

interés es la dosis inhalada.

BOIL OVER (Borbollón)

En el caso de producirse un incendio de larga duración en un tanque de almacenamiento de fuel oil, se

puede dar el fenómeno conocido como boilover o borbollón, cuya consecuencia básica es la expulsión del

líquido hasta una gran altura, dando lugar a una bola de fuego. Para que el boilover se produzca, el líquido

almacenado en el tanque incendiado debe tener componentes con un amplio rango de puntos de ebullición,

desde cortes ligeros hasta residuos viscosos. Por ello, el fenómeno del boilover puede producirse en incendios

que involucren tanques de almacenamiento de crudo, fuel oil, etc., durante un largo espacio de tiempo, pero no

en almacenamientos de naftas o gasolinas. Dada la diferencia de volatilidades de los componentes que forman

el líquido, en el incendio se consumen en primer lugar los compuestos más ligeros, por lo que en la parte

superior del tanque se forma una capa cuya temperatura aumenta continuamente conteniendo las fracciones

más pesadas. La densidad de la capa superficial aumenta paulatinamente hasta hacerse mayor que la del

líquido situado inmediatamente debajo de ella, produciéndose el hundimiento de la capa superficial. Cuando la

capa de hidrocarburo alcanza el fondo, entra en contacto con el agua que suele encontrarse en el fondo del

tanque o con la emulsión de hidrocarburo que pueda haber, de forma que el agua se sobrecalienta y una parte

de ella se evapora súbitamente, lo que inmediatamente provoca la proyección del hidrocarburo ardiendo (bola

de fuego) desde el depósito, emitiendo un intenso flujo térmico.

Anexo 2

122


media presión

123

ANEXO 3 RIESGOS Y RECOMENDACIONES EN INSTALACIONES DE HIDROGENO

Las propiedades físicas y de combustión del hidrógeno dan lugar a peligros que deben tenerse en cuenta

al diseñar y operar un sistema de hidrógeno. Una de las principales preocupaciones en el uso de hidrógeno es

el fuego o la combustión incontrolada debido a las propiedades del hidrógeno, tales como su amplio rango de

inflamabilidad, baja energía de encendido y alta velocidad de llama. Otras preocupaciones incluyen la

interacción del hidrógeno con materiales que están en contacto con él, tales como la fragilización por

hidrógeno de materiales y la formación de hidruros de hidrógeno. Los peligros potenciales que surgen de estas

propiedades y características de diseño requieren un análisis adecuado de riesgos de hidrógeno antes de

introducir un material, componente o sistema en el servicio de hidrógeno.

Son frecuentes las fugas por fallos en equipos y elementos tales como bridas, sellos de instrumentos y

válvulas. En la mayoría de los casos el efecto final del accidente está constituido por incendios y nubes tóxicas

o inflamables a partir de fugas o escapes. Son posibles los incendios y explosiones de las sustancias

inflamables involucradas al formar mezclas explosivas con el aire. Los accidentes pueden producirse como

resultado de operaciones erróneas de proceso, destacando las operaciones de mantenimiento, parada y puesta

en marcha, durante los que se producen gran parte de los accidentes en plantas de proceso.

El hidrógeno no está clasificado como tóxico, pero si puede provocar asfixia al generar atmósferas

suboxigenadas por desplazamiento del aire, en recintos o áreas confinadas, semicerradas, o mal ventiladas

durante una fuga. Su peligrosidad reside en que al ser un gas incoloro, inodoro e insípido no puede ser

percibido..

El hidrógeno gaseoso es muy inflamable, arde en concentraciones muy bajas en aire (4% de H2),

necesitando una baja energía mínima para incendiarse a temperatura y presión ambiente. Esto justifica la

importancia de realizar una adecuada contención del hidrógeno, detección de fugas, cuidado con mezclas con

otro tipo de gases y la ventilación del recinto.

El hidrógeno gaseoso se difunde rápidamente (constante de difusión (D) 0,61 cm2 /s) aumentando la

turbulencia del aire, lo que a su vez produce un aumento de la tasa de dispersión del hidrógeno gaseoso. A

pesar de que las fuentes de ignición no estén presentes en el punto de fuga, el fuego se puede producir si el

movimiento de la mezcla inflamable llega hasta una fuente de ignición. Una deflagración se produce cuando

una mezcla, cuya composición se encuentra dentro de los límites de ignición, es incencidada en un punto. La

detonación se produciría si la mezcla de hidrógeno gaseoso aire se encuentra dentro de los límites de

detonabilidad y está presente una fuente de energía apropiada. Una deflagración se puede transformar en una

detonación si se produce en un lugar confinado, o si existe un mecanismo de aceleración de la llama. La

dispersión de la nube depende de la velocidad y direccion del viento y puede influir la turbulencia atmosférica

y las estructuras cercanas.

Un peligro potencial de incendio existe siempre que el hidrogeno esta presente en una instalación. Los

fuegos y explosiones se producen en los distintos componentes de los sistemas de hidrógeno como

consecuencia de varias fuentes de ignición. Las fuentes de ignicion incluyen entre otras a las chispas

mecánicas, debidas, por ejemplo, al rápido cierre de válvulas, descargas electrostáticas, chispas producidas por

equipo eléctrico. Cuando se produce una fuga de hidrógeno a presión a se genera un ligero aumento de la

temperatura. La temperatura se eleva desde 20 hasta 25 º C cuando la presión cae desde 175 hasta 1 bar. Este

aumento de temperatura no es suficiente para hacer que el hidrógeno escapado se encienda por sí mismo, ya

que la temperatura de ignición se encuentra a 600 º C.

Las fugas en una instalación de proceso son normalmente causadas por la deformación de sellados y

juntas, por la existencia de válvulas desalineadas, entre otros. Resulta igualmente peligroso la entrada de aire u

otros contaminantes en los subsistemas que contienen hidrógeno.

Los accidentes en los sistemas de apertura y escape son atribuidos a la ventilación inadecuada y a la

entrada inadvertida de aire en la apertura.

El hidrógeno es extremadamente ligero, se eleva rápidamente en el aire. En atmosfera abierta es una

ventaja, pero puede ser peligroso en recintos cerrados, pues una acumulación en el techo podría desencadenar

Anexo 3

124

una explosión relevante si no se instalan aberturas de ventilación a una altura adecuada.

Es posible evitar la acumulación de una atmósfera explosiva en las zonas aledañas instalaciones de

hidrógeno por:

La construcción de plantas de hidrógeno con áreas bien ventiladas. Las líneas de purga de las válvulas

de seguridad o bombas de vacío, deben dan al exterior. Las aberturas de escape no se encontrarán bajo

salientes, en las aberturas de los edificios o en las proximidades de un área de admisión de aire. Las

aberturas de escape deben estar claramente marcadas para que en caso de trabajos en caliente en los

alrededores, todo el mundo sea consciente de las precauciones necesarias que deben tomar.

Asegurándose de que las plantas de hidrógeno se encuentran a prueba de fugas y permanecen de esa

manera. El hidrógeno en el interior de instalaciones no se usarán bridas ciegas o conexiones roscadas,

con el fin de evitar la fuga de gas en la sala. Las salas con instalaciones de hidrógeno tendrán una

efectiva ventilación natural o forzada. El contenido de hidrógeno en la sala puede ser controlado a

través de un sistema de alerta. Las conexiones de las tuberías en las instalaciones de hidrógeno,

siempre que sea posible, estarán de forma permanente soldadas, porque esto asegura estanqueidad de

larga duración. Cuando los tubos que pueden ser separados están conectados con accesorios roscados

o bridas, se utilizará equipos a prueba de fugas. En conexiones de las tuberías que están roscadas, se

deben usar accesorios de compresión. Comprobación de fugas en las instalaciones de hidrógeno

primero se debe hacer con un gas no inflamable, como el nitrógeno o el helio.


media presión

125

Bibliografía

Libros de Texto

(Castillo, Sánchez, 2014) Escuela Técnica Superior de Ingenieros Industriales, Universidad Castilla-La

Mancha. Curso Análisis de Riesgos Industriales en Plantas Químicas y Petroleras. Método HAZ-OP (XIV

Edición). Ciudad Real (2014).

(Rugby, 1985) EUROPEAN FEDERATION OF CHEMICAL ENGINEERING: “Report of the

international study group on risk analysis”, Risk Analysis in the Process Industries. The Institution of

Chemical Engineers. Rugby (1985).

(Hauptmanns, U., 1986) Analisis de Árboles de Fallos. Hauptmanns, U. Ed. Bellaterra. Barcelona

(1986).

(Casal, Montiel, Planas, Vílchez, 1999) Análisis de Riesgos es Instalaciones Industriales. Joaquin Casal,

Elenea Montiel, Eulalias Planas, Juan A. Vílchez. Colección Politext. Ed. UPC. Barcelona (1999).

(Santamaría, Braña, 1994) Análisis y Reducción de Riesgos en la Industria Química. J. M. Santamaría

Ramiro, P. A. Braña Aísa. Fundación Mapfre. Ed. Mapfre. Madrid (1994).

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Evaluación de Riesgos y Diseño. J. M. Storch de Gracia. Ed. McGRAW-HILL. Madrid (1998).

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The institution of chemical engineers. Rugby. Trevor A. Kletz. Ed. Rugby. Warwickshire, UK (2001)

(Boto, 2008) Módulo VI: Riesgos laborales, industriales y medioambientales. Máster en Ingeniería y

Gestión Medioambiental. Escuela de Organización Industrial (EOI). Carmen Boto Andrade. Sevilla (2008).

(Datasheet M12V14I, Bronkhorst®) Ficha de datos del equipo Mini Cori-flow mass flow controller

modelo M12V14I, empresa Bronkhorst®. Los Países Bajos.

Ficha de datos de equipos

(Datasheet EL-FLOW® select, Bronkhorst®) Ficha de datos de Mass Flow Controllers de la serie

EL-FLOW®, empresa Bronkhorst®. Los Países Bajos.

(Datasheet WADose HPLC Pump, Flusys®) Ficha de datos de bomba HPLC WAdose, empresa

Flusys®. Alemania.

(Datasheet Poppet Check Valves, Swagelok) Ficha de datos de válvula SS-4CA-350, empresa

Swagelok®. EEUU.

Bibliografía

126

Normativas

I.T.C. M.I.E. APQ 005 “Almacenamiento de Botellas y Botellones, de Gases Comprimidos, Licuados y

Disueltos a Presión”, del Reglamento de Almacenamiento de Productos Químicos. Real Decreto 379/2001, de

6 de abril por el que se aprueba el Reglamento de almacenamiento de productos químicos y sus instrucciones

técnicas complementarias MIE-APQ-1, MIE-APQ-2, MIE-APQ-3, MIE-APQ-4, MIE-APQ-5, MIE-APQ-6 y

MIE-APQ-7.

Real Decreto 840/2015, de 21 de septiembre, por el que se aprueban medidas de control de los riesgos

inherentes a los accidentes graves en los que intervengan sustancias peligrosas.

Real Decreto 2060/2008, de 12 de diciembre, por el que se aprueba el Reglamento de equipos a presión y

sus instrucciones técnicas complementarias MIE-EP-1, MIE-EP-2, MIE-EP-3, MIE-EP-4, MIE-EP-5, MIE-

EP-6.

Real Decreto 1196/2003, de 19 de septiembre, por el que se aprueba la Directriz básica de protección

civil para el control y planificación ante el riesgo de accidentes graves en los que intervienen sustancias

peligrosas.

Real Decreto 1254/1999, de 16 de julio, por el que se aprueban medidas de control de los riesgos

inherentes a los accidentes graves en los que intervengan sustancias peligrosas.

Notas técnicas de prevención

NTP 340: Riesgo de asfixia por suboxigenación en la utilización de gases inertes. Instituto nacional de

seguridad, salud y bienestar en el trabajo.

Páginas Web

www.insht.es

Instituto nacional de seguridad, salud y bienestar en el trabajo.

http://www.insht.es/InshtWeb/Contenidos/Documentacion/FichasTecnicas/FISQ/Ficheros

Fichas internacionales de Seguridad Química. Instituto nacional de seguridad, salud y bienestar en el trabajo.

www.sprl.upv.es/

Servicio Integrado de Prevención de Riesgos Laborales, Universidad Politécnica de Valencia.

www.flowcontrolnetwork.com/the-coriolis-effect/

www.youtube.com/watch?v=oNB8jP9icn0

Coriolis Mass Flow Meter with Dosing Pump - Principle of Operation

www.bronkhorst.com/en/products

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https://www.youtube.com/watch?v=oNB8jP9icn0

http://www.bronkhorst.com/en/products

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