Analisis Calorico de Produccion de Clinker de Cemento Mediante Balances de Masa y Energia

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EVALUACIÓN DEL CONSUMO CALÓRICO EN LA PRODUCCIÓN DE CLINKER EN UN HORNO ROTATORIO VÍA SECA A PARTIR DE UN ANÁLISIS BASADO EN BALANCES DE MASA Y ENERGÍA INFORME FINAL DE SEMESTRE DE INDUSTRIA CEMENTOS ARGOS ASESORA INTERNA: Adriana Marcela Osorio Correa / Ingeniera Química / MSc en Ingeniería / Docente Facultad de Ingeniería / Departamento de Química / Universidad de Antioquia. ASESOR EXTERNO: Ariel Berrio Solarte / Ingeniero Químico / Profesional de Proceso / Cementos Argos / Planta Ríoclaro.

2009

JENNY MARITZA RINCÓN TABORDA UNIVERSIDAD DE ANTIOQUÍA

FACULTAD DE INGENIERIA DEPARTAMENTO DE QUÍMICA

MEDELLÍN - ANTIOQUIA

“A mi abuelo por que sin su apoyo mi presente no sería el mismo,

a mi hermano para quien espero ser el mejor ejemplo”

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AGRADECIMIENTOS Agradezco enormemente a mi abuelo por ser mi principal soporte y quien propicio en gran medida la posibilidad de realizar mi carrera, a mi abuela por ser el eje de la familia, a toda mi familia por su apoyo y estupendo ejemplo, el cual ha sido la fuente de mi mayor crecimiento y a Dios por tan bella oportunidad. Agradezco a la Universidad de Antioquia, a todo el talento humano de Cementos Argos planta Rioclaro por darme la oportunidad de crecer como ingeniera y persona, al Ingeniero Ariel Berrio Solarte, quien fue mi mejor apoyo y guía en el proceso de aprendizaje y quien en todo momento me motivó a dar lo mejor de mi, a los Ingenieros Rafael Rojas, Oscar Jovani, Alejandro Ortiz, Gonzalo Vargas, Julián Muriel, Fernando Parea, Fabián Restrepo y a todos los técnicos de sala de control por su colaboración, ánimo y estimulo constantes. En general le agradezco a todo el equipo del área de Clinkerización quienes siempre estuvieron prestos a colaborarme he hicieron de mi estadía en la planta una de las mejores experiencias en mi vida. Finalmente agradezco a mi asesora Adriana Osorio quien siempre me alentó, me ayudo pensando en lo mejor para mi práctica y me brindo su trató cariñoso.

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TABLA DE CONTENIDO

LISTA DE FIGURAS V

LISTA DE GRAFICAS V

LISTA DE TABLAS VI

RESUMEN 1

INTRODUCCIÓN 2

1. OBJETIVOS 3

1.1 OBJETIVO GENERAL 3

1.2 OBJETIVOS ESPECIFICOS 3

2. GENERALIDADES 4

2.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO 4

2.2.1 QUÍMICA DEL CEMENTO [1] 6

2.2.2 TRANSFORMACIÓN QUÍMICA 6

2.2.3 CAMBIOS OCURRIDOS EN EL PROCESO DE CLINKERIZACIÓN DENTRO DEL HORNO ROTATORIO 8

2.2.4 PROCESOS FÍSICOS, MINERALÓGICOS Y QUÍMICOS EN LA COCCIÓN DEL CLINKER 8

2.2.5 FACTORES QUE INFLUYEN EN EL PROCESO DE COCCIÓN 10

2.3 TIPOS DE CEMENTO 10

2.3.1 PORTLAND TIPO I 11

2.3.2 PORTLAND TIPO II 11

2.3.3 PORTLAND TIPO III 11

2.3.4 PORTLAND TIPO IV 11

2.3.5 PORTLAND TIPO V 12

3. PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA 12

4. CLINKERIZACIÓN 13

4.1 ANÁLISIS OPERATIVO DEL PROCESO DE CLINKERIZACIÓN 13

4.1.1 TORRE PRECALENTADORA 13

4.1.2 HORNOS DE PROCESO SECO 15

4.1.3 ENFRIADOR 16

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5. COMBUSTIÓN 17

5.1 ANÁLISIS DEL PROCESO DE COMBUSTIÓN 17

5.1.1 CONTROL DEL EXCESO DE AIRE Ó AIRE FALSO EN EL SISTEMA 17

5.2 COMBUSTIBLE 18

5.2.1 ANÁLISIS INMEDIATO DEL CARBÓN 18

5.2.2 ANÁLISIS ELEMENTAL 18

6. BALANCES DE MASA Y ENERGÍA 18

6.1 BALANCE DE MASA 19

6.2 BALANCE DE ENERGÍA 20

6.3 PROCEDIMIENTO 21

6.4 METODOLOGÍA 22

6.4.1 ESTUDIO DEL SISTEMA 22

6.4.2 DESARROLLO DEL ALGORITMO PARA LA RESOLUCIÓN DE LOS BALANCES 23

6.4.3 INSPECCIÓN Y HABILITACIÓN DE LOS PUNTOS DE MEDICIÓN 23

6.4.4 ESTADO DE LOS EQUIPOS DE MEDICIÓN 23

6.4.5 COMPROBACIÓN DEL ESTADO ESTABLE 24

6.4.6 MEDICIONES EN PLANTA Y OBTENCIÓN DE INFORMACIÓN 24

6.4.7 DESARROLLO MATEMÁTICO DE LOS BALANCES DE MASA Y ENERGÍA 24

6.4.8 ANÁLISIS DE RESULTADOS 24

6.5 LOGISTICA DE MEDICIONES EN PLANTA 25

7. DEFINICIÓN DEL ALGORITMO 26

7.1 BALANCE DE MASA 26

7.1.1 FLUJOS DEL BALANCE DE MASA 26

7.1.2 CÁLCULO DE FLUJOS MÁSICOS DE AIRES Y GASES DE PROCESO A PARTIR DE

MEDICIONES [10]. 28

7.1.2.1 Cálculo de la velocidad del flujo 29

7.1.2.2 Cálculo de la densidad real 29

7.1.2.3 Factores de corrección 29

7.1.2.4 Cálculo del caudal real, caudal normal y el flujo másico 30

7.1.3 MODELO DE CÁLCULO PARA LA DETERMINACIÓN DE LA CANTIDAD DE GASES

DE SALIDA DE LA TORRE PRECALENTADORA [6]. 30

7.1.3.1 Aire 30

7.1.3.2 Aire mínimo y gases de combustión mínimos 30

7.1.3.3 Cálculo de mínA y mínV basado en el análisis elemental del combustible 30

7.1.3.4 Factor de aire 31

7.1.3.5 Densidad del gas 31

7.1.3.6 Cálculo de la cantidad de gases de salida por la torre 31

7.2 BALANCE DE ENERGÍA 32

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7.2.1 ENTRADAS DE CALOR [9, 11, 12] 32

7.2.2 SALIDAS DE CALOR [9,11, 12] 33

7.2.3 ECUACIONES COMPLEMENTARIAS DEL BALANCE DE ENERGÍA 34

7.2.4 CALCULO DE LA EFICIENCIA DEL ENFRIADOR [5, 8, 9 ] 37

7.2.5 CALCULO DE LA TEMPERATURA DE AIRE SECUNDARIO [5] 37

7.2.6 CALCULO DE LA EFICIENCIA DEL PROCESO [9, 11] 37

7.3 DEFINICIÓN DE PARAMETROS 37

8. RESULTADOS 40

8.1 ESTABILIDAD EN LAS MEDICIONES 41

8.2 DISTRIBUCIÓN DE FLUJOS MÁSICOS EN EL SISTEMA 41

8.3 DISTRIBUCIÓN DE FLUJOS CALÓRICOS EN EL SISTEMA 42

8.4 FLUJOS ESPECÍFICOS DEL BALANCE DE MASA Y ENERGÍA 43

8.5 ENFRIADORES 48

8.6 VARIABLES QUE AFECTAN EL CONSUMO CALÓRICO DEL SISTEMA 50

9. CONCLUSIONES 56

RECOMENDACIONES 57

BIBLIOGRAFÍA 58

ANEXOS 60

ANEXO 1: EQUIPOS DE MEDICIÓN 60

ANEXO 2: FACTOR DE PÉRDIDAS DEL CARBÓN EN EL PROCESO 62

ANEXO 3: EMPLEO DEL TUBO PITOT PARA DETERMINACIÓN DEL FLUJO MÁSICO [10, 15]. 63

ANEXO 4: RESULTADOS DE LOS BALANCES DE MASA Y ENERGÍA EN LA LÍNEA 1. 66

ANEXO 5: RESULTADOS DE LOS BALANCES DE MASA Y ENERGÍA EN LA LÍNEA 2. 71

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LISTA DE FIGURAS Figura 1: Proceso general de producción de clinker

4

Figura 2: Reacciones que se dan en el proceso de clinkerización

7

Figura 3: Torres precalentadoras líneas 1 y 2

14

Figura 4: Esquema de un sistema de horno de proceso seco

15

Figura 5: Enfriador de parrillas

16

Figura 6: Esquema del sistema de horno de la línea 1

19

Figura 7: Esquema del sistema de horno de la línea 2

20

Figura 1a: Termocupla para medición de temperatura por contacto directo

60

Figura 1b: Pirómetro para la medición de temperatura sin contacto directo

60

Figura 1c: Equipo de analizador de gases

61

Figura 1d: Tubos pitot para medición en aires y gases

61

Figura 3a: Pirómetro para la medición de temperatura sin contacto directo

63

Figura 3b: Equipo de analizador de gases

63

Figura 3c: Tubos pitot para medición en aires y gases

65

LISTA DE GRAFICAS Grafica 1: Estabilidad de las mediciones del horno de la línea 1

41

Grafica 2: Estabilidad de las mediciones del horno de la línea 2

41

Grafica 3: Flujos másicos en la línea 1 44




Grafica 7: Flujos calóricos en la línea 1 44


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Grafica 15: Distribución de aire en el enfriador de la línea 1 49

Grafica 16: Perfil de eficiencia del enfriador de la línea 1 49

Grafica 17: Distribución de aire en el enfriador de la línea 2 49

Grafica 18: Perfil de eficiencia del enfriador de la línea 2 49

Grafica 19: Oxigeno en los gases de salida de la torre 51

Grafica 20: Variación calórica de los gases con la temperatura 53

Grafica 21: Consumo calórico de los hornos en ambas líneas de producción 55

LISTA DE TABLAS Tabla 1: Ocurrencia del proceso en función de la temperatura

8

Tabla 2: Principales reacciones y calores de formación 17

Tabla 3: Especificaciones de tubo pitot para cada flujo a medir 29

Tabla 4: Capacidades calóricas del clinker a diversas temperaturas 35

Tabla 5: Distribución de entradas de flujos másicos 41

Tabla 6: Distribución de salidas de flujos másicos 42

Tabla 7: Distribución de entradas de flujos calóricos 43

Tabla 8: Distribución de salidas de flujos calóricos 43

Tabla 9: Pérdidas por aire de exceso en el horno de la línea 1 51

Tabla 10: Pérdidas por aire falso en el horno de la línea 1 52

Tabla 11: Pérdidas por aire falso en el horno de la línea 2 52

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Tabla 12: Pérdidas por radiación y convección en el horno de la línea 1 52

Tabla 13: Pérdidas por radiación y convección en el horno de la línea 2 52

Tabla 14: Perdidas en los gases de salida de la torre en el horno de la línea 1 53

Tabla 15: Perdidas en los gases de salida de la torre en el horno de la línea 2 54

Tabla 16: Pérdidas en el aire de escape del enfriador en el horno de la línea 1 54

Tabla 17: Pérdidas en el aire de escape del enfriador en el horno de la línea 2 54

Tabla 18: Pérdidas no contabilizadas en el horno de la línea 1 55

Tabla 19: Pérdidas no contabilizadas en el horno de la línea 2 56

Tabla 3a: Distancia desde la pared de un conducto hasta los puntos de medida

empleando 10 puntos de lectura

64

Tabla 4a: Características de los flujos de la línea 1 66

Tabla 4b: Resultados del balance de masa y energía en el horno de la línea 1 68

Tabla 4c: Enfriador de la línea 1 70

Tabla 5a: Características de los flujos de la línea 2 71

Tabla 5b: Resultados del balance de masa y energía en el horno de la línea 2 74

Tabla 5c: Enfriador de la línea 2 76

EVALUACIÓN DEL CONSUMO CALORICO EN LA PRODUCCIÓN DE CLINKER EN UN HORNO ROTATORIO VÍA SECA A PARTIR DE UN ANÁLISIS BASADO EN BALANCES DE MASA Y ENERGÍA

INFORME FINAL DE SEMESTRE DE INDUSTRIA CEMENTOS ARGOS JENNY MARITZA RINCÓN TABORDA

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RESUMEN Los balances de masa y energía son un método altamente eficaz para medir el estado actual de los equipos integrados del proceso de clinkerización, permitiendo conocer el perfil del consumo calórico a través del sistema y así usarse como herramienta para mejorar su desempeño térmico de la manera más eficiente. Los balances de masa y energía muestran claramente de que manera se disipa el calor en las diferentes unidades, siendo por consiguiente la información más adecuada para detectar condiciones de operación anormales y poniendo en relieve potenciales mejoras. Así, con el propósito de evaluar el consumo calórico en la empresa ARGOS planta Ríoclaro se desarrolla el presente trabajo que trata de manera teórico práctica los balances de masa y energía para dos sistemas de hornos de proceso seco, cuyo volumen de control incluye una torre precalentadora, un horno rotatorio y un enfriador de parrillas. Los resultados de la evaluación son usados con el fin de sugerir mejoras operacionales que puedan verse reflejadas en un menor consumo calórico y una producción más eficiente. Palabras clave: Balance de masa y energía, horno rotatorio, proceso seco, clinkerización, clinker. ABSTRACT The mass and energy balance method is highly effective for measuring the current state of integrated teams of the clinkerización allowing know the profile of caloric intake through the system and used it as a tool to improve the more efficiently thermal performance. The mass and energy balance clearly show how the heat is spent between the different items, and therefore more suitable for detecting abnormal operating conditions and highlighting the potential for improvement. Thus, to assess the caloric intake in ARGOS Rioclaro plant develops this work that deals with theoretical and practical way the mass and energy balances for two systems of dry process kilns, which volume control includes a tower preheater, a rotary kiln and cooler grills. Assessment results are used to suggest that operational improvements can be reflected in a lower caloric intake and more efficient production. Key Words: Mass and energy balance, rotatory kiln, dry process, clinkerization, clinker.



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INTRODUCCIÓN La producción de cemento es un proceso de alta carga calórica, representando un sector de alto consumo en la industria, así como también representa un gran impacto ambiental ya que por cada tonelada de clinker producido una cantidad equivalente al doble de gases son emitidos a la atmosfera. En Argos planta Ríoclaro se tiene dos líneas de producción de clinker, en estas el consumo calórico proveniente del combustible, representa en costos alrededor del 50% de la manufactura del cemento. Allí, el consumo calórico puede llegar a valores de 850 a 950 Kcal/Kgclk en un solo horno, siendo muy alto en comparación al consumo normal esperado que varia entre 800 a 820 Kcal/Kgclk. En cuestión de pérdidas calóricas, los gases de salida de la torre precalentadora representan en promedio un 29%, el aire de escape o de exceso del enfriador representa en promedio un 10% y la radiación y convección representan aproximadamente un total del 13%. En este sentido, los balances de masa y energía llegan a ser una herramienta muy efectiva para el desarrollo de un control térmico del proceso. Por esto, el principal objetivo del presente trabajo es la evaluación del consumo calórico por medio de la realización de los balances de masa y energía, con el fin de proveer las pautas para un análisis de los diferentes componentes del sistema (en relación a los aspectos térmicos) que permitan revelar en forma detallada las posibles oportunidades de mejora y obtención de una mayor eficiencia. Para el desarrollo del presente trabajo primero se estudia el sistema y se establece el volumen de control del mismo, posteriormente se elabora el algoritmo matemático de los balances para el horno de cada línea, a continuación se recolecta la información necesaria (proveniente de mediciones, análisis de laboratorio, información histórica, etc.) para ser depositada en la hoja de cálculo diseñada y finalmente por medio de los resultados obtenidos se lleva a cabo un análisis que incluya las variables más relevantes del sistema referentes al consumo calórico y las perdidas de energía.



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1. OBJETIVOS 1.1 OBJETIVO GENERAL Evaluar el rendimiento térmico y productivo del proceso de clinkerización en Cementos ARGOS Planta Ríoclaro mediante la formulación de balances de masa y energía. 1.2 OBJETIVOS ESPECIFICOS a. Estudiar los métodos para el desarrollo de los balances de masa y energía presentes en la

literatura con el fin de proporcionar un algoritmo adecuado que permita el desarrollo de los balances de masa y energía en el proceso de clinkerización.

b. Realizar balances de masa y energía en las líneas de producción de clinker que incluyen la

torre precalentadora, el horno rotatorio y el enfriador. c. Realizar la mayor cantidad de mediciones en el sistema, requeridas para los balances y

habilitar puntos de muestreo alternativos que permitan lograr una mayor representatividad de la información requerida para los mismos.

d. Identificar por medio de los resultados obtenidos de los balances las pérdidas más

relevantes en el sistema, que pudiesen afectar el consumo calórico en cada uno de los hornos.

e. Evaluar y analizar los resultados obtenidos por medio de los balances con el fin de

identificar posibles mejoras orientadas a la reducción del consumo calórico y un mejoramiento de la eficiencia en el proceso de clinkerización.

f. Desarrollar un instructivo para la ejecución de los balances de masa y energía en la planta

Ríoclaro, el cual servirá como herramienta base para la recopilación y manejo de la información más relevante del proceso de clinkerización.



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2. GENERALIDADES 2.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO En la empresa ARGOS planta Ríoclaro el proceso de producción del cemento se divide en tres segmentos, que son materias primas, clinkerización y cementos. A continuación se dará una descripción de cada etapa. En la Figura 1 se muestra las etapas y subetapas de las que esta compuesta el proceso general.

2.1.1 Materias primas

1. El Proceso industrial comienza en la cantera con la extracción de las materias primas, que se efectúa mediante explotaciones a cielo abierto. El material así extraído, es cargado mediante palas de gran capacidad, que depositan las rocas en camiones, los que transportan la materia prima hasta la trituradora.

2. El material es colocado en una banda transportadora que se encarga de alimentar la

trituradora adicionándole cierta cantidad de arcilla. El resultado de esta trituración es una mezcla llamad prehomo con tamaños de partícula inferiores a 25 mm. El prehomo se transporta luego por medio de bandas transportadoras hacia la nave de prehomo.

Figura 1. Proceso general de producción del clinker.

2.1.2 Clinkerización

3. En la nave de prehomo se encuentran dos equipos, un apilador y un disco rascador, allí el apilador construye dos pilas de 30000 toneladas en forma longitudinal utilizando el método Chevron.

Una vez finalizada la formación de la pila, el disco rascador es posicionado sobre esta para que al girar prehomogenize la pila y al mismo tiempo proporcione el suministro



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del prehomo a una banda transportadora que se encarga de llevar el crudo a un molino que para la línea uno es un molido de bolas horizontal marca Tirax y para la línea dos es un molino de rodillos vertical, marca Atox.

4. A los molinos no solo ingresa crudo, si no también, otras materias primas

denominadas correctores (esquisto, caliza y mineral de hierro), los cuales contiene los componentes faltantes para el acondicionamiento de la mezcla que se va ha moler. Para el control de esta mezcla (prehomo + correctores) se hace uso de un equipo llamado Gamma-Metrics, cuya función es realizar un análisis continuo de su composición. En el molino el material ingresa conjuntamente con gases provenientes del proceso con el fin de secar el material.

5. El material molido, ahora llamado harina debido a su finura, es transportado por

medio de sistemas neumáticos a silos de homogeneización CF (control flow), donde se logra finalmente una harina de extraordinaria constancia de calidad, que servirá para alimentar el horno. Su capacidad efectiva de almacenamiento es de 8000 toneladas.

6. La harina es introducida, en forma neumática y debidamente dosificada, a un

intercambiador de calor por suspensión en contracorriente de gases de varias etapas de cicloneo llamada torre precalentadora, en la base de la cual se ha instalado un moderno sistema de precalcinación de la mezcla, con el fin de que la harina sea precalentada y descarbonatada antes de su entrada al horno rotativo, donde se desarrollan las restantes reacciones físico-químicas, que dan lugar a la formación del clinker.

7. El clinker así obtenido, es sometido a un proceso de enfriamiento rápido en un

"enfriador" marca Foolax para la línea uno y marca Coolax para la línea dos. Posteriormente, el clinker es trasladado por medio de un transportador mecánico a dos silos de almacenamiento con capacidades 40000 y 8000 toneladas. Ambas líneas de producción cuentan con una capacidad instalada de 3800 toneladas por día.

2.1.3 Cementos

8. De los silos de almacenamiento y mediante un proceso de extracción controlada, el clinker es conducido a la molienda de cemento, constituida por molinos de bolas en circuito cerrado que permite obtener una finura de alta superficie específica llamada Blaine. En esta etapa de molienda y mediante básculas automáticas, se incorporan las adiciones requeridas (yeso y caliza) según el tipo de cemento a obtener.

9. El producto terminado "Cemento Portland" es controlado por análisis químicos y

ensayos físicos en un laboratorio totalmente equipado, para garantizar la calidad del producto final y ser transportado por medios neumáticos a 5 silos de depósito con capacidades de 7700, 1800, 900, 1800 y 5700 toneladas; desde donde el cemento se encuentra listo para ser despachado en bolsas y/o granel.

10. Para la primera forma, se cuenta con ensacadoras rotativas automáticas. El producto

ensacado se carga - mediante un sistema semiautomático o automático -



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simultáneamente en plataformas totalmente cubiertas, para igual cantidad de camiones. También se cuenta con modernos sistemas de paletizado de bolsas, para facilitar la carga.

Para el sistema a granel, el cemento Portland se carga en forma automática por debajo de los silos de almacenamiento, en superficies totalmente cubiertas, tanto para vagones como para camiones tolva.

2.2.1 QUÍMICA DEL CEMENTO [1] 2.2.2 Transformación química

La transformación química de la materia prima en clinker, ocurre por medio de reacciones en estado sólido llamadas sinterización o clinkerización. Este proceso involucra la conversión a altas temperaturas, de una mezcla de minerales de origen natural en una nueva mezcla de minerales con propiedades hidráulicas llamada clinker. Los compuestos principales de la materia prima para la producción de clinker son: a. Oxido de calcio, CaO (C). b. Dióxido de sílice (silicato), SiO2 (S). c. Oxido de aluminio (aluminato), Al2O3 (A). d. Oxido férrico, Fe2O3 (F). En el interior del horno, la cal (CaO) reacciona con la sílice (SiO2), la alúmina (Al2O3) y el hierro (Fe2O3) dando origen al clinker, cuyos compuestos o fases principalmente son los siguientes: a. Silicato tricálcico, 3CaO-SiO2 (C3S). b. Silicato dicálcico, 2CaO-SiO2 (C2A). c. Aluminato tricálcico, 3CaO-Al2O3 (C3A). d. Ferroaluminato tetracálcico, 4CaO-Al2O3-Fe2O3 (C4AF). Estos cuatro compuestos son fases que se nombran de la siguiente manera:

Alita (C3S), Belita (C2S), Celita (C3A) y Felita (C4AF). Se considera que primero se forma la felita empleándose todo el hierro y la cantidad de cal y alúmina correspondiente, la alúmina restante reacciona con la cal para formar la celita y el remanente de cal se combina con la sílice para formar belita y alita. Se supone que primero se forma todo el C2S posible y que luego este reacciona con el exceso de cal para formar el C3S.



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A continuación en la Figura 2 se muestran las principales reacciones que se dan en el proceso de clinkerización:

Figura 2. Reacciones que se dan en el proceso de clinkerización. Las características de cada uno de estos compuestos son: Silicato tricálcico a. Gran velocidad de hidratación. b. Calor de hidratación medio. c. Confiere al cemento resistencia elevadas a corta edad. d. Estabilidad química aceptable, aunque menor que la del C2S. Silicato bicálcico a. Velocidad de hidratación baja. b. Calor de hidratación bajo. c. Confiere al cemento resistencias a largo plazo. d. Estabilidad química buena. Aluminato tricálcico a. Gran velocidad de hidratación. b. Calor de hidratación elevado. c. Confiere algo de resistencia en las primeras 24 horas. d. Estabilidad química escasa. Ferroaluminato tetracálcico a. Baja velocidad de hidratación. b. Calor de hidratación bajo. c. Aporte de resistencia escasa, incluso resta resistencia. d. Gran estabilidad química.



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2.2.3 Cambios ocurridos en el proceso de clinkerización dentro del horno rotatorio Los cambios en el proceso de clinkerización se dan en base a las variaciones de temperatura durante todo el proceso, es decir que cada proceso en la clinkerización depende de la temperatura en un momento dado, en la Tabla 1 se resume la ocurrencia de las reacciones y en el siguiente ítem se describen los cambios sucedidos de manera mas detallada.

Tabla 1. Ocurrencia del proceso en función de la temperatura.

TEMPERATURA PROCESO REACCIÓN 100° C Evaporación de agua libre. Endotérmica

>500° C Deshidratación de los minerales arcillosos. Endotérmica >800° C Liberación de CO2. Exotérmica

>900° C

Cristalización de los productos minerales descompuestos.

Exotérmica

Descomposición de carbonatos. Endotérmica.

920° a 1200° C Reacción de CaO con los silicoaluminatos. Exotérmica

1250° a 1280° C Se inicia la formación de líquidos. Endotérmica

1280° a 1500° C Formación de líquidos y del los compuestos del

clinker. Endotérmica

2.2.4 Procesos físicos, mineralógicos y químicos en la cocción del clinker Para fabricar clinker de cemento a partir de material crudo es preciso calcinar este hasta una temperatura de 1450° C alcanzando así la sinterización o clinkerización. Durante el calentamiento del crudo y particularmente a la temperatura de cocción tienen lugar importantes procesos físico-químicos, tales como, la deshidratación del mineral de arcilla (en este fenómeno influyen diversos factores, por ejemplo, el tipo de mineral arcillosos, la naturaleza y cantidad de impurezas, el tamaño de las partículas, entre otros), la descomposición de los carbonatos (expulsión del CO2, corrientemente llamada calcinación), reacciones en estado sólido y reacciones con participación de una fase líquida o fundida, así como cristalizaciones. Estos procesos se ven afectados sustancialmente, no sólo por factores químicos del crudo (composición química), sino también por factores mineralógicos (composición mineralógica) y por factores físicos (granulometría), homogeneidad y otros. El transcurso completo de estas reacciones representa un papel decisivo en la calidad del cemento resultante. En la Tabla 1 se presento un bosquejo de la ocurrencia del proceso, sin embargo para un mejor entendimiento esto se explica con más detalle: Secado: El agua libre (no combinada) presente como humedad en el crudo se desprende en un nivel de temperatura que alcanza hasta unos 200° C. Deshidratación de los minerales de la arcilla: A temperaturas comprendidas entre 100° y 400° C, aproximadamente, los minerales de la arcilla ceden el agua absorbida, incluida el agua laminar. A temperaturas superiores dependiendo de los tipos de minerales arcillosos



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presentes en la arcilla, es decir, entre los 400° y 750° C se desprende también el agua combinada químicamente en forma de grupos hidroxilos (deshidratación). En la deshidratación de las arcillas influyen diversos factores tales como el tipo de minerales arcillosos, la naturaleza y la cantidad de las impurezas, el tamaño de las partículas y el grado de cristalización de estas. Descomposición de los carbonatos: El carbonato cálcico (CaO) contenido en crudo en proporciones comprendidas entre 74 y 79% en masa, se descompone (disociación, descarbonatación, calcinación) a temperaturas teóricamente iguales o superiores a 800° C, según la reacción:

CaCO3 → CaO + CO2 El carbonato de calcio se descompone a altas temperaturas en óxido de calcio y anhídrido carbónico. El anhídrido carbónico es un gas que escapa a través de la chimenea junto con otros gases provenientes de la combustión. La disociación comienza entre los 550 y 600° C. Reacciones entre fases sólidas:(a temperaturas inferiores a la de sinterización): Al combinarse los productos de descomposición del carbonato de calcio con los de la arcilla se forma primero y preferentemente compuestos de menor contenido de cal. Ejemplo de esto son las siguientes reacciones:

Cao-Al2O3 + 3CaO + Fe2O3 → 4CaO-Al2O3-Fe2O3

Cao-Al2O3 + 2CaO → 3CaO-Al2O3

Cao-SiO2 + CaO → 2CaO-SiO2

Las reacciones entre sólidos transcurren muy lentamente, pero se pueden acelerar mediante la reducción del tamaño de partículas (aumento de la superficie específica) y el aumento de la temperatura de cocción. Reacciones en presencia de fase líquida-fundida: La primera formación de fase líquida (fundida), la cual indica el comienzo de la sinterización, o en el caso de la fabricación del cemento Clinkerización, tiene lugar a temperaturas comprendidas entre 1260° C a 1310° C, aproximadamente. Esta fase líquida va en aumento hasta los 1500° C. A estas temperaturas, ya es posible la formación del silicato tricálcico (C3S), constituyente principal del clinker. Al comienzo de la clinkerización, existen aún cantidades considerables de óxido de calcio sin combinar, junto con silicato dicálcico (C2S). En presencia de la fase líquida se disuelven el CaO y el C2S, facilitándose dentro de ella la difusión de los reactantes y formándose el silicato tricálcico, según la siguiente reacción:

CaO + 2CaO-SiO2 → 3CaO-SiO2



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Al considerar todo lo anterior se cumple el objetivo principal del proceso de clinkerización, el cual es la formación del valioso silicato tricálcico, que es el que influye favorablemente en el desarrollo de las resistencias del cemento. Reacciones durante el enfriamiento: El enfriamiento, influye en el estado de cristalización, y a través del mismo en la reactividad de las fases del clinker, así como en la propia textura de éste. Un enfriamiento excesivamente rápido en todo el intervalo de temperaturas desde la clinkerización hasta la temperatura ambiente (templado), da lugar a disminuciones en las resistencias del cemento. Por otra parte se ha observado aumentos de resistencia al someter al clinker a un templado corto. La velocidad de enfriamiento en la zona de temperatura más elevada, parece ser el factor más decisivo. 2.2.5 Factores que influyen en el proceso de cocción El comportamiento de un crudo en la cocción depende básicamente de los siguientes factores: a. Composición química. b. Composición mineralógica. c. Granulometría. d. Condiciones de la cocción. La composición química de los crudos de alimentación a los hornos tiene una gran influencia en el tiempo requerido para la cocción de los mismos. Se puede definir este tiempo como el necesario para que, a una temperatura determinada, un crudo de finura prefijada se cueza en tal medida que sólo quede en él un 2% de cal libre. La composición mineralógica influye en la aptitud de los crudos para la granulación y en la cantidad de agua necesaria para las pastas crudas. Los constituyentes mineralógicos del crudo también modifican, entre otras cosas, el comportamiento del crudo en la cocción y el consumo específico de calor necesario para la misma. Las velocidades de las reacciones dependen en general del tamaño de las partículas, es decir, de las superficies reactivas disponibles, por lo cual la finura del crudo debe ser tal que en el proceso de cocción puedan reaccionar lo más completamente posible, incluso las partes más gruesas del mismo. La homogeneidad de un crudo es condición indispensable para obtener un clinker de composición uniforme y para conseguir una marcha regular del proceso de cocción. 2.3 TIPOS DE CEMENTO Si se conoce la composición de un cemento, se puede deducir su comportamiento, por ejemplo, los cementos con alto contenido de C3S producen resistencia alta y la desarrollan rápidamente; si se desea producir un cemento de bajo calor de hidratación y resistencias a los sulfatos (tipo II), se disminuye el porcentaje de C3S y por consiguiente se aumenta el C2S, a la vez que se reduce el contenido de C3A por adición de mineral de hierro para favorecer la mayor formación de C4AF.



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Los diversos tipos de cemento contienen las cuatro fases en diferentes proporciones. Las cantidades relativas de los cuatro componentes dependen de la selección y dosificación de las materias primas, por ejemplo, si las materias primas no contienen hierro (C4AF) el cemento será “cemento blanco”. Prácticamente la totalidad de los países han reglamentado las especificaciones físicas y químicas que se deben cumplir para cada tipo de cemento. En el caso Colombiano, como en gran cantidad de países crearon las normas con base a las establecidas por la “American Society for Testing and Materials” (ASTM), realizando ligeros cambios para adaptarlas a nuestro medio. Estas normas son redactadas por el Instituto Colombiano de Normas Técnicas (ICONTEC). En general se definen los siguientes tipos de cementos Pórtland, que se explican a continuación: 2.3.1 Portland tipo I Es un cemento normal, se produce por la adición de clinker más yeso. De uso general en todas las obras de ingeniería donde no se requiera miembros especiales. De 1 a 28 días realiza 1 al 100% de su resistencia relativa. 2.3.2 Portland tipo II Cemento modificado para usos generales. Resiste moderadamente la acción de los sulfatos, se emplea también cuando se requiere un calor moderado de hidratación. El cemento Tipo II adquiere resistencia más lentamente que el Tipo I, pero al final alcanza la misma resistencia. Las características de este Tipo de cemento se logran al imponer modificaciones en el contenido de Aluminato Tricálcico (C3A) y el Silicato Tricálcico (C3S) del cemento. Se utiliza en alcantarillados, tubos, zonas industriales. Realiza del 75 al 100% de su resistencia. 2.3.3 Portland tipo III Cemento de alta resistencia inicial, recomendable cuando se necesita una resistencia temprana en una situación particular de construcción. El concreto hecho con el cemento Tipo III desarrolla una resistencia en tres días, igual a la desarrollada en 28 días para concretos hechos con cementos Tipo I y Tipo II ; se debe saber que el cemento Tipo III aumenta la resistencia inicial por encima de lo normal, luego se va normalizando hasta alcanzar la resistencia normal. Esta alta resistencia inicial se logra al aumentar el contenido de C3S y C3A en el cemento. Dado a que tiene un gran desprendimiento de calor el cemento Tipo III no se debe usar en grandes volúmenes. Su resistencia es del 90 al 100%. 2.3.4 Portland tipo IV Cemento de bajo calor de hidratación se ha perfeccionado para usarse en concretos masivos. El bajo calor de hidratación de Tipo IV se logra limitando los compuestos que más influye en la formación de calor por hidratación, o sea, C3A y C3S. Dado que estos compuestos también producen la resistencia inicial de la mezcla de cemento, al limitarlos se tiene una mezcla que



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gana resistencia con lentitud. Es utilizado en grandes obras, moles de concreto, en presas o túneles. Su resistencia relativa de 1 a 28 días es de 55 a 75%. 2.3.5 Portland tipo V Cemento con alta resistencia a la acción de los sulfatos, se especifica cuando hay exposición intensa a los sulfatos. Las aplicaciones típicas comprenden las estructuras hidráulicas expuestas a aguas con alto contenido de álcalis y estructuras expuestas al agua de mar. La resistencia al sulfato del cemento Tipo V se logra minimizando el contenido de C3A, pues este compuesto es el más susceptible al ataque por el sulfato. Realiza su resistencia relativa del 65 al 85 %. 3. PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA Los fabricantes de cemento son grandes consumidores de energía calórica que en general se consigue con costes muy altos y continuamente crecientes, por esto no solo es necesario reducir la demanda calórica, sino que también debe buscarse el punto óptimo de operación, que ha de ser coherente con los objetivos de productividad, calidad y acorde con los límites exigidos por la normatividad ambiental de emisiones. Existen dos procesos para la producción de clinker, estas se clasifican en plantas húmedas y plantas secas. ARGOS planta Ríoclaro utiliza el proceso seco. Ambos procesos son complejos y requieren una gran cantidad de energía, siendo la fuente principal del consumo térmico el carbón. Cabe aclarar que el proceso seco es un sistema moderno que permite ahorrar casi el 40% del combustible respecto al proceso húmedo [2]. La transformación de las materias primas (caliza, arcilla, esquisto y mineral de hierro), en clinker (minerales cementosos sintéticos) dentro de un horno rotatorio consume una cantidad significativa de combustible, que para la planta Ríoclaro es de aproximadamente 500 toneladas por día. De allí se deriva la necesidad de herramientas para una gestión óptima de los combustibles que intervienen en el proceso operativo de dichos hornos. Las necesidades del proceso son numerosas, a continuación se señalan las más importantes [2]: a. Regulación del equilibrio térmico del proceso. b. Determinación y control de las pérdidas calóricas más relevantes en el sistema. c. Mejoramiento de la química del clinker. d. Disminución en la concentración de volátiles. e. Control de las emisiones de contaminantes (SO2, NOx, etc.) al medio ambiente. f. Manejo de los limitaciones operativas sobre el consumo de combustible. g. Optimización de la cantidad de carbón enviada a cada horno y su adecuada distribución. h. Incremento de las eficiencias de los equipos. i. Decremento en los niveles de oxigeno en exceso. j. Conocimiento de aires falsos (aires parásitos) que ingresan al sistema. k. Orientación del proceso hacia una operación continua y eficiente.



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Un balance másico y energético puede justificarse por las siguientes razones: a. Ensayo del comportamiento funcional del horno antes y después de una modificación. b. Consumo de calor anormalmente alto o datos anormales de horno operacionales. c. Campaña de optimización del horno. A pesar de que el consumo de calor podría determinarse por medición exclusiva de la potencia calorífica del combustible y de la producción de clinker, un balance térmico completo ofrece mucha más información, mayor seguridad en los resultados obtenidos y la consistencia de los datos medidos es mucho mejor, así el balance muestra claramente donde se consume calor. En este sentido, un balance térmico es un sistema muy eficaz para la evaluación del rendimiento térmico del proceso. 4. CLINKERIZACIÓN 4.1 ANÁLISIS OPERATIVO DEL PROCESO DE CLINKERIZACIÓN El proceso de clinkerización se define como la transformación de crudo (harina) en clinker y se cumple a través de operaciones de precalentamiento, descarbonatación, calentamiento, clinkerización y enfriamiento. Para ello el sistema cuenta con tres etapas unidas que son torre precalentadora, horno rotatorio y enfriador [3]. El proceso de clinkerización se inicia en el punto de ingreso de la harina a la torre precalentadora. En esta se dan las operaciones de precalentamiento de la harina por medio del contacto con gases provenientes del horno rotatorio a altas temperaturas y la descarbonatación de la misma. El proceso se da en co-corriente. Una vez sale el material precalentado y parcial o totalmente descarbonatado de la torre, ingresa al horno rotatorio el cual cumple la función de reactor y transportador de material y en su interior se dan las fases de calentamiento, clinkerización, nodulización y enfriamiento parcial; y se desarrollan tres tipos de reacciones que son las de combustión, descarbonatación y clinkerización [3]. El análisis individual de cada una de las operaciones y reacciones químicas permite conocer más a fondo el proceso. Así, la evaluación de cada una de las etapas consideradas en el sistema mediante los balances de masa y energía se efectúan en forma integrada con el proceso de combustión [4]. 4.1.1 Torre precalentadora El objetivo de la torre precalentadora es aprovechar el contenido calórico de los gases provenientes del horno hasta alcanzar el máximo grado de descarbonatación y el máximo aumento posible de la temperatura de la harina con el fin de aumentar la eficiencia en los procesos del horno [4]. En la Figura 3 se muestra el esquema de dos torres de intercambio a co-corriente. La primera torre es la correspondiente a la línea 1, y la segunda torre es la correspondiente a la línea 2. La torre de la línea 1 consta de 4 etapas de precalentamiento, las etapa se refieren a los ciclones



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de separación gas sólido que a su vez actúan como intercambiadores de calor, sin embargo en la primera etapa en lugar de haber un solo ciclón hay dos ciclones gemelos que poseen una eficiencia mayor; en esta torre no hay un sistema de calcinación por lo que la descarbonatación que se da en ella es solo parcial, el resto de la descarbonatación se da en el horno. La línea 2 es diferente de la 1 ya que en esta hay 5 etapas de ciclones, un ciclón por etapa, y además cuenta con un calcinador encargado de proveer un gas mas caliente que permita no solo calentar el material a una temperatura mayor, si no que también por medio de este es posible el total de la descarbonatación de la harina en la torre, lo que da la posibilidad de manejar un horno rotatorio de longitud menor que el de la línea 1 y permite una mayor eficiencia del sistema. La harina que ingresa al proceso es alimentada en la unión que hay entre la primera y la segunda etapa. En este sistema la harina que ingresa a unos 80° C debe calentarse hasta aproximadamente 900° C durante un tiempo de residencia en la torre de aproximadamente 30 segundos [4]. La harina alimentada en la corriente de gases proveniente del ciclón 2 conduce el material a la estación de cicloneo de la etapa I, donde es separada de los gases y cae por gravedad al flujo de gases que asciende desde el ciclón III, con los cuales ingresa al ciclón II, así pasará en la misma forma a través de las etapas III y IV y V (Línea 2), desde donde el material ingresa al horno [4].

(a) (b)

Figura 3. Torres precalentadoras (a) Torre precalentadora de la línea 1. (b) Torre precalentadora de la línea 2



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En este sistema se favorece el contacto entre la harina con los gases por medio de un sistema en co-corriente que proporciona un mayor intercambio de calor entre estos, así la mayor parte de la transferencia de calor se realiza en los tubos de salida de gases de cada ciclón, lo que equivale a aproximadamente el 80% y solo un 20% del intercambio calórico se da al interior de los ciclones [4]. Los gases que ingresan al precalentador a aproximadamente unos 1100° C salen por la parte superior de la torre a temperaturas entre 300 y 360° C arrasando con ellos un 10% de la cantidad de la harina que es alimentada, lo que comúnmente se conoce como polvo del electrofiltro, esto debido a que los gases con el polvo que los acompaña son llevados a un electrofiltro donde se separan y posteriormente el polvo es recirculado al sistema [4]. 4.1.2 Hornos de proceso seco El corazón de una planta de cemento es el horno rotatorio que es el lugar donde se llevan a cabo las reacciones de sinterización para producir el clinker, materia fundamental del cemento. En la Figura 4 se muestra el esquema de un sistema de horno de proceso seco como el de la línea 1 con las diferentes etapas de proceso que lo caracterizan. Estos hornos son equipos que poseen cuatro funciones diferentes, la de reactor químico, la de generador de calor, la de intercambiador de calor y la de transportador de gases y sólidos.

Figura 4. Esquema de un sistema de horno de proceso seco similar al de la línea 1 y las respectivas etapas del proceso.

Al interior del horno se efectúan varias operaciones que involucran fenómenos físicos y reacciones químicas de naturaleza y características muy variadas. Desde el ingreso del material, este cambia de estado físico, se disocia y recombina, se aglomera, se calienta y se enfría [5]. El horno tubular rotatorio se impone en la producción de clinker por adecuarse perfectamente a la velocidad de avance y tiempo de permanencia del material en el proceso al



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interior del horno y a los procesos de nodulización y clinkerización, que requieren un tiempo específico para completarse [5]. Parte primordial del funcionamiento del horno se basa en la formación de fase líquida y de nodulización. La formación de fase líquida se refiere a la fundición de compuestos que forman dicha fase y que eventualmente permiten la aglomeración del material en nódulos. Esta parte del proceso es de vital importancia para la formación del clinker, ya que una correcta nodulización del material influirá decisivamente en la calidad del producto. Una buena nodulización permite un clinker con mejor molturabilidad y cementos con cristalografía que proporcione mejores condiciones de hidratación y mejor desarrollo de resistencias [5]. 4.1.3 Enfriador La etapa final del proceso de clinkerización es el enfriamiento. El clinker producido en el horno es enfriado en el mismo hasta la solidificación de la fase líquida y luego es pasado a un enfriador tipo parrilla. El enfriamiento del clinker en el enfriador tiene gran importancia debido a que es en este proceso en el que se determinan las características finales del clinker en cuanto a molturabilidad, resistencia mecánica y durabilidad química [2]. El clinker sale del horno candente a una temperatura normalmente en el rango de 1100 - 1400° C y pasa del horno al enfriador. La finalidad de un enfriador no es solo enfriar el clinker, si no también recuperar el calor y devolverlo al horno en forma de aire precalentado primario, secundario o terciario para el proceso de combustión. El clinker que sale del enfriador debe estar suficientemente frío para no dañar el equipo de manejo, particularmente las bandas transportadoras de caucho. El sistema de enfriador de la Figura 5 posee una parrilla que se encarga de transportar el material a medida que este es enfriado, debajo de la parrilla tiene varios compartimentos, recibiendo cada compartimento aire de enfriamiento de un ventilador independiente [2].

Figura 5. Enfriador de parrillas.



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5. COMBUSTIÓN El proceso de combustión se define como la liberación de la energía química contenida en el combustible, aportando a partir de la llama y los gases de combustión, el calor requerido para el proceso. La combustión en los hornos de cemento es de la mayor importancia, por cuanto influye directa e indirectamente en aspectos técnicos y económicos, tales como el costo del combustible, la duración del refractario, las explosiones en el electrofiltro, entre otros [6]. 5.1 ANÁLISIS DEL PROCESO DE COMBUSTIÓN La combustión es una reacción química en la que los reactivos (combustibles y comburentes) desarrollan una reacción de oxidación exotérmica rápida, que por razones de economía respecto al combustible debe ser completa, por lo que se debe trabajar con un cierto exceso de comburente (aire), pero de forma limitada para evitar perdidas de calor en los productos de la fabricación. Para efectos prácticos, los combustibles industriales son combinaciones variables de carbono e hidrogeno con un contenido también variable de impurezas. En la Tabla 2 se muestran las principales reacciones de combustión que se presentan en la práctica industrial, mostrando los reactantes en la forma que se encuentran en la naturaleza y las cantidades de calor liberadas al transformarse en los productos finales de combustión [7].

Tabla 2. Principales reacciones y calores de combustión.

Carbono C + O2 → CO2 +97600 Kcal/Kmol

Carbono C + 1/2O2 → CO +29400 Kcal/Kmol

Monóxido de carbono CO + 1/2O2 → CO2 +68400 Kcal/Kmol

Hidrogeno H2 + 1/2O2 → H2O +58200 Kcal/Kmol

Azufre S + O2 → SO2 +138600 Kcal/Kmol

5.1.1 Control del exceso de aire ó aire falso en el sistema En la práctica industrial, siempre resulta necesario proporcionar un exceso de aire sobre el mínimo teórico necesario, para asegurar la combustión completa; esto es, la liberación completa del contenido calórico del combustible. Un exceso de aire superior al aceptable se ve reflejado de diferentes maneras, algunas son [7]: a. La temperatura mas baja de la llama y de los gases disminuye la eficiencia de transferencia

de calor en todo el sistema. b. La menor eficiencia de transferencia de calor significa que más combustible debe

suministrarse para completar la clinkerización y obtener un producto con la mejor calidad.



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c. La mayor masa de gases de combustión, producto del mayor volumen de combustible quemado, incrementa las pérdidas de calor con los gases de escape.

Luego, en la medida que pueda reducirse la cantidad de exceso de aire utilizado, la temperatura de los gases será mayor y para iguales volúmenes de combustible será transferido al material una mayor cantidad de calor. Ello permitirá disminuir el consumo de combustible y aumentar la producción y la calidad del clinker. 5.2 COMBUSTIBLE El combustible del horno es normalmente la parte más importante del costo de explotación de una planta de cemento y, en un contexto mundial, el carbón ha sido siempre el combustible de uso más extendido. Esto se debe a que, sobre una base de costo por kilocaloría, suele ser menos costoso que el petróleo o el gas. Por esto, las grandes toneladas usadas por una fábrica de cemento hacen que sea económicamente viable instalar el equipo de manejo, de molienda y de quemado necesario [4]. La combustión es la principal utilización actual del carbón desde el punto de vista del volumen consumido. En un sentido amplio, el carbón se ha definido como una roca sedimentaria combustible, de origen orgánico. Este es un combustible sólido, no homogéneo, que contiene más del 50% en peso y más del 70% en volumen de material carbonoso [4]. 5.2.1 Análisis inmediato del carbón El análisis inmediato del carbón se refiere al conocimiento de su contenido, que comprende principalmente el carbón fijo, los materiales volátiles, las cenizas, el azufre, la humedad y el poder calorífico [6]. 5.2.2 Análisis elemental El análisis elemental se realiza para un conocimiento mas profundo del carbón. En este análisis son determinados los contenidos de C, H, S, N, O, humedad y cenizas. Como es un análisis costoso, solo puede ejecutarse para la caracterización de un carbón nuevo, o para identificar causas de posibles problemas [6]. 6. BALANCES DE MASA Y ENERGÍA Los balances másico y térmico del sistema de horno representan un factor fundamental e imprescindible para realizar cualquier actividad de análisis, evaluación u optimización calórica en una fábrica de cemento. Por lo que en dicha industria, los balances térmicos han llegado a ser sinónimos del propio proceso del horno. Esto quizás no es sorprendente ya que el proceso del sistema de horno toma la energía química almacenada en el combustible y la convierte en energía térmica. Esta última por su parte proporciona la energía de precalentado y da inicio para las reacciones de descarbonatación y clinkerización de los materiales al tiempo que pasan por el sistema [8].



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Sin embargo los balances másicos y térmicos pueden ser extendidos para incluir la molienda de cemento y crudo ó cualquier otra parte del sistema. No obstante el objetivo mas relevante del presente proyecto se refiere a los balances de masa y energía que pretendan proporcionar una evaluación del consumo calórico y su relación con la producción de clinker, por lo que el objeto de estudio o volumen de control es representado por el sistema conformado por torre precalentadora, horno y enfriador como se muestra en las Figuras 6 y 7.

6.1 BALANCE DE MASA En principio, la base en la que se sustenta el método para realizar un balance de cualquier tipo de proceso son las leyes termodinámicas de la conservación de masa y energía. Dichas leyes establecen, que en la naturaleza, la materia no se crea ni se destruye, solo se transforma [9]. Para tomar en cuenta el flujo de material que entra y sale de un sistema con límites definidos, se plantea un balance de materia, que no es más que una contabilización de material. Esto se puede expresar de la siguiente forma [9]:

Acumulación = Entradas – Salidas + Generación – Consumo

Figura 6. Esquema del sistema de horno de la línea 1.



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Figura 7. Esquema del sistema de horno de la línea 2. En un sistema de proceso continuo como es el caso de un horno de cemento, la acumulación en cantidades significativas solo ocurre en estados de transición, ya sea cuando se modifican las variables de control del sistema, tales como cambios en el caudal de combustible, alimentación, niveles de oxigeno, etc., o bien cuando las condiciones de operación del sistema se encuentran fluctuando, tal como cambios en el amperaje del horno, temperatura del aire de salida del enfriador, etc. Cuando el sistema presenta un estado con fluctuaciones significativas en las condiciones de operación, se dice que se encuentra en condiciones inestables, lo cual significa que esta en un estado fluctuante de masa [4]. Por lo tanto, el balance de masa en un proceso continuo se debe efectuar cuando su operación presente condiciones estables, en esta situación el sistema puede tener fluctuaciones en un pequeño rango con un promedio fijo y sin acumulación de material, así un balance de masa se puede expresar a través de la siguiente relación [4]:

Entradas + Generación = Salidas + Consumo 6.2 BALANCE DE ENERGÍA El balance de energía se realiza simultáneamente con el balance de masa, ya que ambos se complementan. Así, el balance de energía, se puede plantear bajo los mismos términos del balance de masa y se puede expresar para un proceso continuo en condiciones estables con la siguiente relación [9]:

Transferencia de

energía hacia el sistema +

Generación de energía

dentro del sistema =

Consumo de energía

dentro del sistema +

Transferencia de energía

desde el sistema



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El balance de energía debe mostrar en detalle todos los procesos de utilización de calor y, en especial, que procesos utilizan gran cantidad de calor y que procesos escasas cantidades de él, lo que mostrará los que requieren mayor atención, así como las pérdidas presentes en todo el volumen de control. 6.3 PROCEDIMIENTO El procedimiento general comprende normalmente las fases siguientes: a. Preparación La extensión de los trabajos por realizar depende de la integridad y fiabilidad deseada. Se recomienda un planteamiento y preparación cuidadosos. Es preciso aclarar los ítems básicos siguientes: ¿Qué deberá medirse (tipo y ubicación de medición / puntos de toma de muestras)? ¿Duración del ensayo? ¿Frecuencia de mediciones (registro continuo, mediciones de puntos, intervalos de tiempo,

etc.)? Con las condiciones anteriormente mencionadas, es posible determinar el número de personas requerido y el equipo de medición necesario. Puede resultar necesario disponer de un equipo para la utilización temporal, mientras que la instrumentación existente deberá verificarse y calibrarse cuidadosamente. La lista de verificación para una preparación de ensayo: Personas disponibles para el periodo de ensayo. Capacitación de las personas encaradas de cada ensayo. Tener a disposición formatos de apuntes necesarios para los registros manuales. Calibración y verificación de los equipos necesarios para cada ensayo (medidores de flujo,

celdas para análisis de gases, termopares, etc.). b. Ejecución Una condición previa importante para cualquier ensayo es un funcionamiento de horno sin interrupción. El ensayo solo deberá comenzar después de que el sistema haya llegado a estado estable. Durante el ensayo es preciso evitar toda variación de parámetros de operación. También se recomienda verificar la integridad y la fiabilidad de las mediciones durante el ensayo, ya que la falsa información o una información incompleta más tarde puede crear problemas durante la evaluación final. c. Evaluación Esta es la fase que recibe la máxima atención ya que la evaluación de datos significa establecer un cálculo de balance másico y térmico de acuerdo con el principio: ENTRADA = SALIDA



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d. Discusión Un buen balance térmico como tal, deberá aportar algunas conclusiones prácticas. Para esto se pueden considerar los ítems siguientes: Consumo de calor aceptable Verificar si los ítems del balance térmico son normales para los sistemas del horno del caso

concreto. Analizar medidas destinadas a mejorar la economía de calor del sistema. Este último ítem puede constituir un trabajo amplio, que deberá considerar la factibilidad económica. Tales temas sin embargo se consideran fuera del alcance del presente documento. 6.4 METODOLOGÍA La metodología consta de las siguientes etapas: a. Estudio del sistema. b. Desarrollo del algoritmo para la resolución matemática de los balances. c. Inspección de los puntos de medición. d. Inspección del estado de los equipos de medición. e. Comprobación del estado estable. f. Mediciones en planta y obtención de información. g. Desarrollo matemático de los balances de masa y energía. h. Análisis de resultados. 6.4.1 Estudio del sistema Para el estudio del diagrama de flujo del proceso y abordar en primera instancia como se dará el acercamiento a la realización de los balances, se siguen en forma ordenada los siguientes pasos: a. Definir el sistema y el volumen de control (Ver Figuras 6 y 7). b. Enumerar todas las entradas y salidas de masa y energía correspondientes al volumen de

control seleccionado. c. Definir cada una de las características a tener en cuenta en los balances de masa y energía

para cada una de las corrientes o flujo enumerados en el punto anterior. d. Hacer una lista con la siguiente información: e. Datos a tomar en la sala de control. f. Datos a tomar de la red interna de calidad y clinkerización. g. Toma de muestras a enviar al laboratorio para ser analizadas. h. Mediciones a realizar en planta. i. Determinación de los puntos de muestreo.



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6.4.2 Desarrollo del algoritmo para la resolución de los balances Para hacer uso de un balance de energía, este se debe expresar en forma de ecuación. Cada término del balance de energía se debe representar con símbolos matemáticos para poder simplificar debidamente las ecuaciones y luego realizar los cálculos necesarios. Este proceso es tedioso y complicado por la complejidad que representan los cálculos y relaciones de cada una de las variables con los datos medidos, leídos o determinados experimentalmente. Para el desarrollo de cada balance debe realizarse un algoritmo que permita de manera práctica ingresar solo la información requerida y sea entonces el programa por medio del algoritmo diseñado el que se encargue de brindar de manera inmediata todos los resultados para ser evaluados y sometidos a un posterior análisis. 6.4.3 Inspección y habilitación de los puntos de medición En la planta para realizar las respectivas mediciones que corresponden a los balances de masa y energía deben estar habilitados y en buen estado cada uno de los puntos de medición. Para ello se programa con cierto tiempo de anticipación una inspección a cada uno de los puntos y se programan los arreglos correspondientes. Una vez estos están adecuados, se procede a la planeación de los balances. En algunos casos no se disponen de todos los puntos de medición necesarios, por lo que se requiere que al mismo tiempo que se hace la inspección de los puntos ya instalados, también se habiliten nuevos puntos que permitan la realización de todas mediciones correspondientes al balance. 6.4.4 Estado de los equipos de medición Para efectuar todas las mediciones necesarias se cuenta con una serie de equipos (Ver anexo 1) que deben estar en buen estado a la hora de ser utilizados. Los equipos u objetos a los que hay que hacerle mantenimiento son: a. El analizador de gases; este cuenta con una serie de variables que deben ser chequeadas

antes de iniciar cualquier medición, las principales a tener en cuenta son la bomba, las celdas electroquímicas y la unidad de control.

b. Las mangueras a utilizar en las mediciones de presión no deben presentar orificios ya que

afectarían todas las mediciones mostradas por la unidad de control del medidor de gases. c. El tubo de pitot, este no debe presentar deformaciones ya que de su forma depende la

constante de operación del mismo, que a su vez influye en la información brindada por la unidad de análisis del medidor de gases.

d. La termocupla debe encontrarse lo menos corroída y limpia posible para que pueda

detectar bien las señales, de lo contrario estas no serán reales. e. El medidor de temperatura debe encontrarse en buen estado, de manera que permita

interpretar bien la información generada por la termocupla.



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f. El pirómetro, posee un láser que debe funcionar adecuadamente, así como el panel de lectura.

6.4.5 Comprobación del estado estable Durante el desarrollo de los balances másico y energético se establecen tiempos específicos para la toma las mediciones necesarias en los que se debe garantizar la estabilidad del proceso y el máximo rendimiento, con lo que a su vez también se garantizan resultados óptimos que sean adecuados para el análisis correspondiente a cada balance realizado. Los técnicos de sala de control son los encargados de este manejo durante la elaboración de las mediciones correspondientes al balance. 6.4.6 Mediciones en planta y obtención de información Inicialmente evaluarse que toda la información que debe ser obtenida de la red interna si se encuentre disponible, posteriormente se toma una lista de todas las mediciones que deben hacerse, y a continuación se procede a su realización. Las medidas a tomar son las siguientes: a. Toma de temperaturas superficiales en la torre precalentadora (a cada ciclón, la cámara de

humos, el riser y el calcinador), en el horno rotatorio y en el enfriador. b. Medidas de presiones dinámicas y presión estática, temperaturas de flujo y composiciones

en todas las entradas y salidas de gases o aires que puedan ser medidas en planta (El único aire que no puede ser contabilizado es el aire falso ó aire parasito que ingresa por las aberturas del sistema, el cual es indeseable y no tiene manera de ser medido).

c. Toma de muestras para análisis. Para esto son llevadas las muestras al laboratorio en

donde son analizadas y reportadas en la red interna de la empresa, en la que cada profesional que requiera la información tenga acceso a ella.

En conjunto con todo el proceso de medición, en sala de control se toman cada hora un flash del sistema, del allí se obtiene información y se verifican los datos ya medidos. 6.4.7 Desarrollo matemático de los balances de masa y energía Los balances se desarrollan por medio de procedimientos matemáticos; para esto se organiza, compara y analiza toda la información recopilada, y se introduce al algoritmo diseñado para el desarrollo matemático de los balances de masa y energía. 6.4.8 Análisis de resultados La realización de los balances de masa y energía suministra información importante en cuanto a los consumos, gastos y pérdidas típicos propios de cada línea, y es por esto que cada balance realizado refleja el comportamiento de un horno en diferentes tiempos, así por medio del



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balance es posible conocer y prever la influencia de diferentes variables como por ejemplo el consumo de carbón que para el presente caso es la variable mas relevante. 6.5 LOGISTICA DE MEDICIONES EN PLANTA Los flujos se miden en un orden determinado, iniciando por los flujos de más fácil medición y finalizando por los más difíciles. A continuación se especifica el flujo, las mediciones correspondientes a cada flujo y los instrumentos necesarios: 6.5.1 Polvo proveniente del electrofiltro: Se toma muestra de material para análisis en el

laboratorio y se mide temperatura. Se requiere bolsas, termómetro o termocupla. 6.5.2 Harina alimentada al horno: Se mide temperatura de flujo. Se requiere termómetro

ó termocupla. 6.5.3 Carbón alimentado al horno: Se mide temperatura de flujo. Se requiere termómetro

ó termocupla. 6.5.4 Aire de enfriamiento: Se mide temperatura, presiones dinámicas y estática,

velocidad de flujo. Se requiere termómetro ó termocupla y memocal, unidad de control testo 350 para medición de presiones y velocidades, mangueras de conexión unidad de control-pitot, tubo pitot tipo L y llave de expansión.

6.5.5 Aire primario: Se mide temperatura, presiones dinámicas y estática, velocidad de

flujo. Se requiere termómetro ó termocupla, memocal, unidad de control testo 350 para medición de presiones y velocidades, mangueras de conexión unidad de control-pitot, tubo pitot tipo L y llave de expansión.

6.5.6 Aire de escape de enfriador: Se mide temperatura, presiones dinámicas y estática,

velocidad de flujo. Se requiere termocupla y memocal, unidad de control testo 350 para medición de presiones y velocidades, mangueras de conexión unidad de control-pitot, tubo pitot tipo S y llave de expansión.

6.5.7 Aire terciario: Se mide temperatura, presiones dinámicas y estática, velocidad de

flujo. Se requiere termocupla y memocal, unidad de control testo 350 para medición de presiones y velocidades, mangueras de conexión unidad de control-pitot, tubo pitot tipo S y llave de expansión.

6.5.8 Aire de transporte de carbón: Se mide temperatura, presiones dinámicas y estática,

velocidad de flujo. Se requiere termocupla, memocal, unidad de control testo 350 para medición de presiones y velocidades, mangueras de conexión unidad de control-pitot, tubo pitot tipo L y llave de expansión.

6.5.9 Gases de salida de torre precalentadora: Se mide temperatura, presiones dinámicas

y estáticas, velocidades y composición de gases. Se requiere termocupla, memocal, unidad de control testo 350, unidad de análisis testo 350, tubo pitot tipo S, manguera de conexión unidad de control-pitot, sonda de medición de gases con su respectiva



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conexión a la unidad de análisis, tubo de cobre para medición de presión estática entre ciclones y llave de expansión.

6.5.10 Otras mediciones Además de las mediciones ya especificadas, se realizan paralelamente: 6.5.10.1 Superficie de torre precalentador, horno y enfriador: Se mide la temperatura

superficial de los cascos de todos los ciclones de la torre incluyendo cámara de humos y riser (línea 1) o calcinador (línea 2), horno rotatorio y enfriador (Folax línea 1 ó Coolax línea 2). Se requiere pirómetro para medición de temperatura sin contacto con el material.

6.5.10.2 Clinker: Se mide la temperatura de clinker a la salida del horno y entrada al

enfriador. Se requiere pirómetro para medición de temperatura sin contacto con el material.

7. DEFINICIÓN DEL ALGORITMO 7.1 BALANCE DE MASA La ecuación fundamental del balance de masa esta dada por:

vacvahaexgpeclkagcaghafatcapaech mmmmmmmmmmmmmm

7.1.1 FLUJOS DEL BALANCE DE MASA Algunos de los flujos que hacen parte del balance de masa y algunas propiedades de estos son medibles por medio de la utilización de equipos, sin embargo hay una serie de flujos y propiedades que no pueden ser medidos debido a lo complejo del sistema o a la falta de un medio de medición. Por esto, a continuación se da una introducción o explicación de cada uno de los flujos y las mediciones correspondientes a cada uno de ellos. 7.1.1.1 Harina. La harina alimentada al proceso se obtiene por promedio de la información recolectada en sala de control durante el tiempo del balance. La alimentación por hora se extrae de las graficas de sala de control donde se encuentran todas las tendencias de las mediciones que hacen los equipos permanentes del proceso y es posible verificar allí mismo si el sistema se encontró en estado estable durante el procedo de medición. Cuando el sistema esta en estado estable, para la línea 1 la alimentación se encuentra alrededor de 120 tph y para la línea 2 se encuentra alrededor de 140 tph. La humedad de la harina y las perdidas al fuego necesarias para el desarrollo de cálculos posteriores en el balance se obtiene por medio de análisis de laboratorio y la composición de



27

la misma se obtiene por medio de un equipo QCX (Quality Control Xray) que informa de la composición de la harina alimentada al horno cada hora. 7.1.1.2 Carbón. La determinación del carbón alimentado al proceso se realiza por medio de inventarios de pila que realizan los profesionales de producción en un archivo llamado Pdn (Producción). El carbón seco neto alimentado al proceso es entonces el arrojado por el Pdn menos la humedad y menos el factor de perdidas (Ver anexo 2). Toda la información referente al carbón como potencia calorífica inferior y porcentaje de humedad entre otros se consiguen de los archivos de calidad de la empresa. 7.1.1.3 Clinker. El clinker producido no es medible debido a las dificultades técnicas que esto representa. Para calcular el clinker diario producido se realizan pruebas de pesaje en intervalos de tiempo definidos por los profesionales de producción encargados, y por medio de estas pruebas de pesaje se determina y actualiza un factor de producción, es decir, se determina cuanto clinker se esta produciendo por determinada cantidad de harina alimentada al horno. Así el clinker se calcula por medio del factor de producción. La composición del clinker (CaO, SiO2, AL2O3, Fe2O3, MgO) se determina en el laboratorio de la planta, y registrada diariamente en la red de calidad de la empresa. 7.1.1.4 Polvo de salida del electrofiltro. En los ciclones se da una separación gas-sólido que no es del todo eficiente, es decir que los gases salen con una pequeña cantidad de polvo, como ya se explico anteriormente los gases son llevados a un electrofiltro en el que se separa del polvo con el que vienen, este polvo recuperado y posteriormente recirculado al proceso siendo añadido a la harina de alimentación. El polvo recuperado en el electrofiltro se mide por medio de pruebas de pesaje. Esto da una idea de la eficiencia de la torre y que tanto cambia con el tiempo. 7.1.1.5 Agua de harina y carbón. Esta agua es debida a la humedad de los materiales y se toman como flujos individuales, ya que estas influyen en el balance de energía como calores individuales debido a su evaporación durante el proceso. Para la determinación de estas se cuentan con análisis de laboratorio en los que se especifica la humedad de la harina y el carbón. 7.1.1.6 Aire de transporte de carbón. El carbón que ingresa al horno es transportado por medio aire proveniente de bombas Pfister. En la línea 1 el 40% del carbón es transportado a la torre precalentadora y el otro 60% es transportado al quemador principal para la quema en el horno. En la línea 2 se alimenta el 70% del carbón al calcinador en la torre y el restante 30% se alimenta al horno. Debido a esto



28

se cuenta entonces con dos bombas Pfister para cada ducto de transporte. Se determina por medio de mediciones. 7.1.1.7 Aire de escape del enfriador. Parte del aire de enfriamiento que ingresa al enfriador es llevada como aire secundario al horno y al ducto de aire terciario y el resto sale por la parte posterior del ventilador, a este aire se le denomina aire de escape o de exceso del enfriador. Se determina por medio de mediciones. 7.1.1.8 Aire falso. El aire falso ingresa al sistema en diferentes puntos, por aberturas que son muy difícilmente controladas, y por tal motivo no es un aire medible. La determinación de este se hace haciendo uso de la ecuación del balance de masa. 7.1.1.9 Gases de salida de la torre precalentadora. El volumen de gases que se maneja en el horno procede de tres fuentes diferentes, de los gases de combustión que se incrementan con el exceso de aire, de los gases producto de la descarbonatación de la harina, del aire en exceso, de los aires falsos que ingresan al sistema y del agua proveniente de la humedad de la harina y del carbón. La determinación de los gases de salida de la torre precalentadora puede obtenerse por medio de mediciones o puede ser calculado. Sin embargo los cálculos suponen cierto grado de idealidad, por lo que se toma como preferente las mediciones realizadas, no obstante, en caso de no disponer de una forma de medir los gases de salida de la torre es factible hacer uso de los cálculos. La empresa cementera Holderbank ha desarrollado cálculos específicamente diseñados para la determinación de gases de salida del proceso. Las reacciones de combustión completa pueden caracterizarse por tres ecuaciones de combustión simples:

ggs

ggg

ggs

SOOS

OHOH

COOC

22

22)(2

)(2)(2)(

21

7.1.2 CÁLCULO DE FLUJOS MÁSICOS DE AIRES Y GASES DE PROCESO A PARTIR DE MEDICIONES [10].

Para obtener el flujo másico en tph de un gas a través de mediciones, lo que se hace es medir diferentes presiones dinámicas, presión estática y temperatura en el ducto por el cual fluye el aire o gas. Para esto se sigue un procedimiento en el que inicialmente se selecciona el punto de muestreo y la forma en la que han de realizarse las mediciones necesarias (Ver anexo 3). A partir de cada presión dinámica se calcula una velocidad de flujo, y con el total de las



29

velocidades calculadas se obtiene una velocidad de flujo promedio. A continuación se muestran las ecuaciones que deben ser utilizadas. 7.1.2.1 Cálculo de la velocidad del flujo La presión dinámica puede emplearse para calcular la velocidad del aire si se conoce la densidad del mismo. Para esto se hace uso de la siguiente ecuación:

Dependiendo del diámetro del ducto se hace uso de un tipo tubo pitot, en la Tabla 3 se muestra el tipo de tubo pitot utilizado en la medición de cada flujo y su constante K .

Tabla 3. Especificación de tubo pitot para cada flujo a medir.

Tipo Flujos a medir Constante

L Aire de enfriamiento

Aire primario Aire de transporte de carbón

1.00

S Aire de escape del enfriador

Aire terciario Gases de salida de la torre

0.85

7.1.2.2 Cálculo de la densidad real Si la temperatura del aire se desvía más de 15° C de las condiciones estándar o la latitud es superior a 300 m por encima por debajo del nivel del mar, el valor estándar de la densidad del aire debe corregirse. La corrección necesaria debe tener en cuenta las variaciones de altura, presión y temperatura; así la densidad real viene dada por:

TPHnormalreal CCC

Las condiciones estándar ó condiciones normales se refieren a una presión de 1.0133 bars ó 760 mmHg y una temperatura de 0° C ó 273 K; bajo las cuales se define el Nm3 (Metro cúbico normal) que se utiliza como unidad de medición para cantidades de gas. 7.1.2.3 Factores de corrección Factor de corrección por presión:

10340

10340 eP

PC

Factor de corrección por temperatura: '273

273

TCT

Factor de corrección por altura es:

258.56221 heCH

real

dPKv

43.4



30

7.1.2.4 Cálculo del caudal real, caudal normal y el flujo másico Una vez determinada la velocidad promedio de flujo puede calcularse el caudal real por medio de:

)1/3600( hsvAq

El flujo másico en tph se calcula entonces por medio de:

)1000/1( Kgtqm real

Para obtener el caudal normal se utiliza la relación de densidades así:

normal

realnormal qq

7.1.3 MODELO DE CÁLCULO PARA LA DETERMINACIÓN DE LA CANTIDAD DE GASES DE

SALIDA DE LA TORRE PRECALENTADORA [6]. 7.1.3.1 Aire El oxigeno destinado a la combustión se toma del aire, el cual esta compuesto por Oxigeno (O2) con una composición del 21% en volumen y Nitrógeno (N2) con una composición del 79% en volumen. 7.1.3.2 Aire mínimo y gases de combustión mínimos En general, el combustible viene dado sea por su composición elemental o por su composición en volumen. Para el cálculo del flujo de gases se requieren dos tipos de formulas basadas en la composición por peso en el caso de combustible sólido o en la composición por volumen para

el caso de combustible gaseoso. Estas dos relaciones se denominan como aire mínimo ( mínA ) y

gases de combustión mínimos ( mínV ).

7.1.3.3 Cálculo de mínA y mínV basado en el análisis elemental del combustible

Para la determinación de mínA y mínV se puede utilizar las composiciones del carbón conocidas por medio de análisis elemental del material (C, H, S, N, O y H2O son las fracciones en peso dadas en Kg/Kg de combustible). Las ecuaciones son:

OSHCAmín 3.33.35.2689.8

OHHSCNAV mínmín 224.12.117.087.18.079.0



31

''

PCI

AA mín

mín

''

PCI

VV mín

mín

7.1.3.4 Factor de aire El factor de aire n puede calcularse de manera precisa a partir de la composición del gas, considerando el N2, de acuerdo con:

22

2

76.3 ON

Nn

Donde: N2 = Porcentaje de N2 en los gases de salida de la torre, %. O2 = Porcentaje de O2 en los gases de salida de la torre, %. 7.1.3.5 Densidad del gas La densidad del gas en condiciones normales puede calcularse por medio de la densidad de cada compuesto en estado gaseoso y las composiciones conocidas del gas. Las densidades de cada compuesto son las siguientes:

Gas M [Kg/Kmol]

Densidad [Kg/Nm3]

O2 32.0 1.429 CO2 44.0 1.964 N2 28.2 1.257 H2O 18.0 0.804

Entonces la densidad esta dada por:

Onormal XXXX2222 HNCOO 804.0257.1964.1429.1

La densidad normal debe ser corregida a las condiciones de temperatura, presión y altura sobre el nivel del mar, tal y como se desarrollo en el calculo del flujo de aire del numeral anterior. 7.1.3.6 Cálculo de la cantidad de gases de salida por la torre El cálculo siguiente se aplica para todo tipo de combustión donde los gases proceden solamente de la combustión del combustible y del exceso de aire, pero no incluye el CO2 proveniente de la descarbonatación del crudo.



32

El flujo de gases de combustión es entonces:

mínmíncomb AnVPCq '1´

El caudal real se calcula por medio de la relación de densidades:

real

normalcombreal qq

El flujo de gases de combustión en tph se calcula como:

Kgtqm realrealcomb 10001

El flujo total de gases de salida de la torre se calcula sumándole a los gases calculados el CO2 proveniente de la descarbonatación de la harina.

100/.%3

DescarbXmm h

CaCOhdesc

Entonces el flujo másico total de gases de salida de la torre precalentadora se calcula como la suma del flujo de gases de combustión más el flujo de CO2 proveniente de la descarbonatación:

desccombg mmm

7.2 BALANCE DE ENERGÍA La ecuación fundamental del balance de energía esta dada por:

convdatconvenfconvtpconvhornoraddatradenfradtpradhornovacvah

aexgpeclkFclkcmbcagcaghafatcapaech

QQQQQQQQQQ

QQQQQQQQQQQQQQ

Cada calor incluido en el balance de energía se calcula como se muestra a continuación: 7.2.1 Entradas de calor [9, 11, 12] Harina alimentada al horno.

)( rhhhh TTCpmQ

Carbón alimentado al horno.

)( rcccc TTCpmQ

Aire de enfriamiento de clinker.

)( raeaeaeae TTCpmQ

Aire primario.

)( rapapapap TTCpmQ

Aire de transporte de carbón.

)( ratcatcatcatc TTCpmQ



33

Aire falso.

)( rafafafaf TTCpmQ

Agua que ingresa con la harina.

)( raghaghaghagh TTCpmQ

Agua que ingresa con el carbón. )( ragcagcagcagc TTCpmQ

Combustión del carbón. PCImQ ccmbc

7.2.2 Salidas de calor [9,11, 12] Formación del clinker.

Clk

OFe

Clk

SiO

Clk

CaO

Clk

MgO

Clk

OAlFclk

XX

XXXQ

322

32

)59.0()11.5(

)64.7()48.6()22.2(

Clinker.

)( rclkclkclkclk TTCpmQ

Polvo de salida del electrofiltro.

)( rpepepepe TTCpmQ

Gases de salida de torre.

)( rgggg TTCpmQ

Aire de escape del enfriador.

)( raexaexaexaex TTCpmQ

Agua de la harina.

)()( ebvahvahvapaghebaghaghvah TTCpTTCpmQ

Agua del carbón.

)()( ebvacvacvapagcebagcagcvac TTCpTTCpmQ

Radiación en el horno.

)/()( 44

clkshornohornoradhorno mTTAQ

Radiación en la torre.

)/()( 44

clkstptpradtp mTTAQ

Radiación en el enfriador.

)/()( 44

clksenfenfradenf mTTAQ

Radiación en el ducto terciario.

)/()( 44

clksdatdatraddat mTTAQ

Convección forzada en el horno.

)/()( clkshornofconvfhorno mTTAhQ

Convección natural en el horno.

)/()( clkshornolconvnhorno mTTAhQ

Convección natural en la torre.

)/()( clkstplconvtp mTTAhQ

Convección natural en el enfriador.

)/()( clksenflconvenf mTTAhQ

Convección natural ducto terciario.

)/()( clksdatlconvdat mTTAhQ



34

7.2.3 Ecuaciones complementarias del balance de energía Coeficientes de transferencia [12]:

805.0Re0239.0D

h a

f

Para un 40000 < Re < 400000

905.0Re0672.0D

h a

f

Para un 40000 < Re < 400000

3/13/122

13.0

T

TTgkCph s

a

aaa

l

a

aa D

Re

Capacidades caloríficas de cada uno de los flujos [13]:

MgO

h

MgOOFe

h

OFeOAl

h

OAlSiO

h

SiOCaCO

h

CaCOh CpXCpXCpXCpXCpXCp 323232322233

mv

c

mvcenizas

c

cenizasC

c

Cc CpXCpXCpXCp

MgO

pe

MgOOFe

pe

OFeOAl

pe

OAlSiO

pe

SiOCaCO

pe

CaCOpe CpXCpXCpXCpXCpXCp 323232322233

222222 CO

g

CON

g

NO

g

Og CpXCpXCpXCp

38253 )74.1()77.1()26.6(243.0 hhhagh TeTeTeCp

38253 )74.1()77.1()26.6(243.0 cccagc TeTeTeCp

313275 )582.8()014.1()129.9(444.0 ebebebvah TeTeTeCp

22 79.021.0 NOa CpCpCp

Capacidades caloríficas de cada uno de los compuestos de los que hacen parte de los flujos [13]:

24 /)81.3043()17.1(1968.03

TTeCpCaCO



35

26 /)4.14938()56.7(280.0

2TTeCpSiO

25 /)56.5125()80.8(217.032

TTeCp OAl

24 /)19.2650()04.1(155.032

TTeCp OFe

25 /)63.5172()97.2(270.0 TTeCpMgO

311274 )25.5()63.2()70.4(145.0 TeTeTeCpC

TeCpcenizas )78.7(18.0 5

TeCpmv )50.4(381.0 4

26 /)62.5865()06.8(25.0

2TTeCpO

TeCpN )57.3(232.0 5

2

25 /)17.4442()23.6(24.0

2TTeCpCO

La capacidad calorífica del clinker se obtiene por interpolación de datos a partir de la Tabla 4, para obtener la capacidad calorífica a la temperatura específica en la que se encuentre el clinker [5]:

Tabla 4. Capacidades caloríficas del clinker a diversas temperaturas.

T 100 200 300 400 500 600 700 800 900 100 Cp 0.188 0.200 0.208 0.214 0.221 0.225 0.229 0.232 0.236 0.188 T 1000 1100 1150 1200 1250 1300 1350 1400 1450 1500 Cp 0.239 0.236 0.244 0.247 0.250 0.253 0.257 0.261 0.265 0.268

El método usado para tal interpolación es conocido como el método de los mínimos cuadrados para la aproximación de funciones [14]. Este se apoya en la minimización de la suma de cuadrado del error dado para una función a la que se esta aproximando la función original.

2

1

ˆ

N

i

ii YyQ Donde:

iy = Son los valores de la función original.

iY = Son los valores obtenidos con la función propuesta como

aproximación.



36

Los parámetros o coeficientes que aparecen en la formula iY se ajustan o determinan

minimizando la función error Q. Esta minimización es posible realizarla analíticamente para

algunas formas sencillas de la función iY .

Cuando la función iY es de la forma polinomial:

n

no xaxaxaxaaY ......ˆ 3

3

2

21

Los parámetros ka se obtienen a partir de la relación:

nka

Q

k

,.....,1,0,0

N

i k

n

iniioi

k a

xaxaxaay

a

Q

1

22

21 )......(

Para el caso en que n = 3 las ecuaciones que se producen:

iiiio yxaxaxaa 3

3

2

21

iiiiiio xyxaxaxaxa 4

3

3

2

2

1

25

3

4

2

3

1

2

iiiiiio xyxaxaxaxa

36

3

5

2

4

1

3

iiiiiio xyxaxaxaxa

Este sistema de ecuaciones simultaneas en ia se resuelve por cualquier método.

Una expresión de este sistema en forma matricial es: PSA → PSA

En términos generales para un polinomio de grado n, se tiene:

n

iii

n

iii

n

ii

xxx

xxx

xxN

A

232

12

....................

....................

...................

n

ii

ii

i

xy

xy

y

P

n

o

a

a

a

S

1



37

7.2.4 Calculo de la eficiencia del enfriador [5, 8, 9 ] La eficiencia del enfriador se calcula por medio de:

100'

sec clk

enfQ

Q

El calor sensible de clinker caliente se calcula como:

)'(' rclkclkclkclk TTCpmQ

El calor del aire secundario es posible determinarlo por medio de un balance de energía para el enfriador:

)()'(sec convenfradenfclkaexaeclk QQQQQQQ

7.2.5 Calculo de la temperatura de aire secundario [5] Una vez conocido el calor del aire secundario, es posible determinar la temperatura del mismo.

clkaa mmCp

QT

sec

sec

sec

El aire flujo másico de aire secundario se calcula realizando un balance de aires al enfriador:

aexaea mmm sec 7.2.6 Calculo de la eficiencia del proceso [9, 11] La eficiencia del proceso puede ser calculada por medio de:

100totalin

FclkP

Q

Q

El calor total que ingresa al proceso es:

cmbcagcaghafatcapaechtotalin QQQQQQQQQQ

7.3 DEFINICIÓN DE PARAMETROS

A = Área del ducto, m2.

mínA = Aire mínimo, Nm3/Kg de combustible.

mínA' =Aire mínimo, Nm3/Mj de carbón.



38

kA = Área del equipo k, m2.

HC = Factor de corrección para alturas fuera del margen de +/- 300m.

PC = Factor de corrección para presiones superiores a 500 mmca.

TC =Factor de corrección para temperaturas <5° C ó >35° C.

iCp = Capacidad calorífica del flujo i, Kcal/(Kg-K).

Cpj = Capacidad calorífica del compuesto j, Kcal/(Kg-K).

fh = Coeficiente de convección forzada, Kcal/m2hK.

lh = Coeficiente de convección libre, Kcal/m2hK.

K = constante de tubo pitot, adimensional.

im = Flujo másico, tph.

im = Flujo másico, Kg/Kgclk.

dP = Presión dinámica medida, mmca.

eP = Presión estática, mmca.

PCI’= potencia calorífica inferior, carbónKgMj /

PC = Potencia calorífica inferior, hMj / .

PCI = Potencia calorífica inferior, Kcal/Kgcar. q = Caudal, m3/h.

normalq = Caudal normal, Nm3/h.

combq = Flujo de gases de combustión normales, Nm3/h.

iQ = Flujo calórico del flujo i, Kcal,Kgclk.

clkQ'= Calor sensible del clinker caliente que ingresa al enfriador, Kcal/Kgclk.

totalinQ = Es el calor total que entra al proceso, Kcal/Kgclk.

T ’ = Temperatura, ° C. T = Temperatura, K. v = Velocidad promedio del fluido, m2/s.

mínV = Gases de combustión mínimos, Nm3/Kg de combustible.

mínV ' = Gases de combustión mínimos, Nm3/Mj de carbón.

2OX =Fracción de O2 en los gases de salida de la torre, adimensional.

2COX = Fracción de CO2 en los gases de salida de la torre, adimensional.

2NX = Fracción de N2 en los gases de salida de la torre, adimensional.

OX2H = Fracción de H2O en los gases de salida de la torre, adimensional.

h

CaCOX3= Fracción CaCO3 de contenida en la harina, adimensional.

i

jX = Composición de compuesto j en el flujo i , adimensional.

=Densidad, Kg/m3.

vap = Entalpía de vaporización de agua, Kcal/Kgag.



39

= Constante de Stefan – Boltzmann, (4.88e-8 Kcal/m2K4h).

k = Emisividad de la superficie k, adimensional.

enf =Eficiencia del enfriador, %.

.%Descarb = Porcentaje de descarbonatación (44 %, Puesto que 100 g de CaCO3 producen 44 g de CO2), %. Subíndices i = Corresponde a cualquier flujo. r = referencia. eb = ebullición. s = superficial. ∞ = Ambiente. k = Cualquier equipo. j = Cualquier compuesto. real= Real. normal = Condiciones estándar. H = altura, m. P= Presión. T = Temperatura. a = Aire. h = Harina. c = Carbón. ae = Aire en exceso. ap = Aire primario. atc = Aire de transporte de carbón. af = Aire falso. ag= Agua. agh = Agua contenida en la harina. agc = Agua contenida en el carbón. clk = Clinker. pe = Polvo del electrofiltro. g = Gases de salida de la torre precalentadora. aex = Aire de escape del enfriador. vah = Vapor de agua de harina. vac = Vapor de agua de carbón. sec= Aire secundario. comb = Combustión. desc = Descarbonatación. cmbc = Combustión de carbón. Fclk = Formación de clinker. rahorno = Radiación en el horno. radtp = Radiación en la torre precalentador. radenf = Radiación en el enfriador. raddat = Radiación en ducto de aire terciario. convhorno = Convección en el horno. convtp = Convección en la torre precalentadora.



40

convenf = Convección en el enfriador. convdat = Convección en ducto de aire terciario. horno = Horno. tp = Torre precalentadora. enf = Enfriador. dat = Ducto de aire terciario. CaCO3 = Carbonato de calcio. SiO2 = Oxido de sílice. Al2O3 = Oxido de aluminio. Fe2O3 = Oxido de hierro. MgO = Oxido de magnesio. cenizas = Cenizas del carbón. mv = material volátil del carbón. C = Carbono. O2 = Oxigeno. N2 = Nitrógeno. CO2 = Dióxido de carbono. 8. RESULTADOS En el horno de la línea 1 se realizaron 5 balances en las fechas 16 de septiembre, 30 de diciembre, 8, 15 y 21 de enero; y en el horno de la línea 2 se realizaron 4 balances en las fechas 25 de noviembre, 4 y 10 de diciembre y 3 de febrero. Fechas entre los años 2008 y 2009. En los anexo 4 y 5 se encuentra toda la información y resultados obtenidos de los balances para los hornos de la línea 1 y la línea 2 respectivamente. Todas las ecuaciones y propiedades fueron obtenidas de diferentes referencias las cuales en su mayoría son especializadas en el proceso de producción de clinker [2, 3, 5, 6, 8, 9, 10, 11, 12, 13, 14]. Los balances se realizaron bajo condiciones estables de operación del horno y para alimentaciones de harina aproximadamente similares en cada línea. La temperatura de referencia fue considerada a 0° C en todos los cálculos. El análisis de los balances se realizó en base a referencias especializadas en el proceso cementero, la primera se obtuvo de un articulo basado en los resultados brindados por una empresa llamada “Van Cement” de Turquía, en la cual se hizo un análisis calórico del sistema por medio de balances de masa y energía [11], la segunda se obtuvo de la empresa de consultoría CPI, por medio de la cual se obtienen datos típicos másicos y térmicos de un horno rotatorio con torre precalentadora [4, 9] y la tercera del libro Cement Data Book de Walter Duda [8]. Cabe resaltar que son utilizados los datos de todas las referencias. En adelante por practicidad solo se habla de referencia en lugar de mencionar a las empresas y/o libros. En términos generales, el consumo calórico de ambas líneas (Tablas 4b y 5b de los respectivos anexos) son en promedio 927 y 868 Kcal/Kgclk; siendo la fuente principal de calor el carbón, el cual aporta aproximadamente 830 Kcal/Kgclk, lo que representa un 94% de la energía total que ingresa al sistema. No obstante, a pesar de que se encuentra gran consistencia entre las entradas y salidas de energía, se hayan otras perdidas no contabilizadas que representan en



41

promedio 30 Kcal/Kgclk (constituyendo el 3.2% del balance de energía) en línea 1 y 35 Kcal/Kgclk (constituyendo el 4.0% del balance de energía) en línea 2. 8.1 ESTABILIDAD EN LAS MEDICIONES Es importante resaltar que a pesar de las cantidades de masa y energía no contabilizadas, se encontró muy buena consistencia en los resultados arrojados, ya que se observó estabilidad en los datos obtenidos y congruencia entre las diferentes mediciones en los balances de la misma línea de producción. La estabilidad en las mediciones se verifica con la desviación de los datos respecto a su media como se muestra en las Graficas 1 y 2 para algunos de los flujos que presentan una mayor variabilidad.

0

2

4

6

8

10

12

14

16

0

500

1000

1500

2000

2500

3000

B1 B2 B3 B4 B5

Flu

jos (

m3N

/min

)

Flu

jos (

m3N

/min

)

Balances

Aire Enfriamiento Promedio Aire Escape Enfriador Promedio

Gases Salida Torre Promedio Aire Transporte Carbón Promedio

0

5

10

15

20

25

30

35

40

0

500

1000

1500

2000

2500

3000

3500

B1 B2 B3 B4

Flu

jos

(m

3N

/min

)

Flu

jos

(m

3N

/min

)

Balances

Aire Enfriamiento Promedio Aire Escape Enfriador Promedio

Gases Salida Torre Promedio Aire Terciario Promedio

Aire primario Promedio Aire Transporte Carbón Promedio

Grafica 1. Estabilidad en las mediciones del horno 1

Grafica 2. Estabilidad en las mediciones del

horno 2

8.2 DISTRIBUCIÓN DE FLUJOS MÁSICOS EN EL SISTEMA En la distribución de entradas y salidas de masa del sistema, mostradas en las Tablas 5 y 6 para ambos hornos, puede verse que los flujos más representativos, en cuestión de porcentajes, son para ambas líneas en orden descendente el aire de enfriamiento, los gases de salida de la torre, el aire de escape del enfriador, la harina, el clinker, el aire falso, el carbón y el polvo.

Tabla 5. Distribución de entradas de flujos másicos.

ENTRADAS HORNO LÍNEA 1 HORNO LÍNEA 2 REFERENCIA

HARINA 28.82 % 32.59 % 40.75 %

CARBÓN 2.38 % 2.56 % 2.81 %

AIRE DE ENFRIAMIENTO 58.73 % 48.66 % 56.22 %

AIRE PRIMARIO 1.96 % 1.45 % -

AIRE TRANSPORTE

CARBÓN1.85 % 1.33 % -

AIRE FALSO 6.16 % 13.37 % -

TOTAL 100.00 % 100.00 % 100.00 %



42

Tabla 6. Distribución de salidas de flujos másicos..

SALIDAS HORNO LÍNEA 1 HORNO LÍNEA 2 REFERENCIA

CLINKER 17.90 % 20.63 % 24.48 %

POLVO ELECTROFILTRO 2.44 % 2.05 % 1.03 %

GASES SALIDA TORRE 57.15 % 48.08 % 51.26 %

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 22.41 % 29.21 % 23.01 %

TOTAL 100.00 % 100.00 % 100.00 %

De estos resultados puede deducirse lo siguiente: La principal diferencia se encuentra en la harina de alimentación al horno y en la relación que esta tiene con la alimentación de carbón; la harina tanto para la línea 1 (28.82 %) como en la línea 2 (32.59 %) ingresan en proporciones muy bajas en comparación con la referencia (40.75 %), mientras que la alimentación de carbón es similar en las línea 1 (2.38 %) y 2 (2.56 %) con la referencia (2.81 %). Esto muestra que los procesos de ambas líneas no son lo suficientemente eficientes ya que para una misma cantidad de carbón la alimentación de harina es mucho mas baja de la esperada para un horno con precalentador. Al comparar el aire de escape en línea 1 (22.41 %) con la referencia (23.01 %) se nota que son similares; sin embargo al comparar línea 2 (29.21 %) con la referencia (23.01 %), se observa que la cantidad de aire de escape es superior a lo esperado, indicando que una gran cantidad de aire de enfriamiento en lugar de pasar al horno como aire secundario sale como aire de escape. Esto último representa una ineficiencia en el mismo ya que el aire de escape del enfriador es una perdida másica y calórica en el proceso. En general, para cualquier proceso cementero tipo seco, los gases de salida de la torre representan una perdida calórica significativa en el sistema, por lo que al comparar los porcentajes de la línea 1 (58 %) con la referencia (51 %) es claro que este flujo representa una oportunidad de mejora en el proceso. Por otro lado en línea 2 (48 %) la proporción de salida de gases se encuentra en un valor normal. El polvo del electrofiltro también presenta una variación importante respecto a la referencia, este para línea 1 (2.44 %) y línea 2 (2.05 %) es mayor a lo esperado (1.03 %). Esta cantidad alta de polvo que sale de las torres precalentadoras puede deberse a varios factores, sin embargo es posible que los más relevantes sean la ineficiencia de los ciclones y la alta cantidad de gases que salen de la torre, ya que a una mayor cantidad de gases, estos arrastraran consigo una mayor cantidad de polvo. Lo último también influye en la ineficiencia de los ciclones ya que estarían trabajando por encima de su capacidad de diseño. 8.3 DISTRIBUCIÓN DE FLUJOS CALÓRICOS EN EL SISTEMA En la distribución de entradas y salidas de energía del sistema mostradas en las Tablas 7 y 8, se halló que los flujos calóricos más representativos, en cuestión de porcentajes, son para ambas líneas en orden descendente el calor de combustión generado por la quema de combustible, el calor de formación del clinker, los gases de salida de la torre y el aire de escape del enfriador.



43

Tabla 7. Distribución de entradas calóricas.

ENTRADAS HORNO LÍNEA 1 HORNO LÍNEA 2 REFERENCIA

HARINA 3.53 % 3.40 % 1.95 %

CARBÓN 0.27 % 0.24 % 0.19 %

AIRE DE ENFRIAMIENTO 2.60 % 1.84 % 1.87 %

AIRE PRIMARIO 0.12 % 0.06 % -

AIRE TRANSPORTE CARBÓN 0.21 % 0.14 % -

AIRE FALSO 0.27 % 0.43 % -

CALOR DE COMBUSTIÓN 92.97 % 93.87 % 95.46 %

TOTAL 100.00 % 100.00 % 100.00 %

Tabla 8. Distribución de salidas calóricas.

SALIDAS HORNO LÍNEA 1 HORNO LÍNEA 2 REFERENCIA

FORMACIÓN DE CLINKER 45.16 % 48.41 % 48.70 %

CLINKER 2.42 % 1.81 % 2.33 %

POLVO DE RECHAZO 0.55 % 0.30 % 0.30 %

GASES SALIDA TORRE 26.06 % 20.96 % 19.15 %

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 9.50 % 14.56 % 5.62 %

RADIACIÓN HORNO 8.00 % 6.41 % 10.77 %

CONVECCIÓN HORNO 4.69 % 3.36 % 5.02 %

OTRAS PERDIDAS 3.21 % 4.04 % 7.41 %

TOTAL 100.00 % 100.00 % 100.00 %

De estos resultados puede deducirse lo siguiente: En los gases de salida de la torre se encuentra que la cantidad de energía con que estos salen es considerablemente mayor para la línea 1 (26.06 %) respecto a la referencia (19.15 %); debido a que el flujo es superior a lo esperado como se vio en la distribución de flujos másicos. Para la línea 2 (20.96 %) aunque superior sigue estando en un valor promedio esperado. La mayor diferencia en los porcentajes se haya en el aire de escape del enfriador, tanto para la línea 1 (9.50 %) como para la línea 2 (14.56 %) los porcentajes se encuentran muy por encima del valor esperado (5.62 %), especialmente para la línea 2. Por medio de estos resultados es posible prever que la eficiencia del enfriador de la línea 2 es muy baja ya que gran cantidad del calor que ingresa al equipo se pierde con este aire. Aunque para la línea 1 no esta tan drástica la diferencia sigue mostrando que la perdida de calor es elevada. 8.4 FLUJOS ESPECÍFICOS DEL BALANCE DE MASA Y ENERGÍA A continuación en las graficas 3 a 14 se muestran los flujos másicos (Kg/Kgclk) y calóricos (Kcal/Kgclk) específicos para cada uno de los balances y para ambas líneas, y se compara el promedio respectivo del total de flujos con los valores dados por la referencias [4, 8, 9, 11]. Estas graficas se presentan para mostrar de manera mas detallada la relación entre la información obtenida por medio de los balances y confirmar lo ya mencionado en el análisis de la distribución de flujos másicos y calóricos.



44

3,28

5,59

3,19

1,25

2,30

4,08

2,09

0,94

0

1

2

3

4

5

6

7

AIRE DE ENFRIAMIENTO

TOTAL GASES DE SALIDA DE TORRE

AIRE ESCAPE ENFRIADOR

Kg

/Kg

clk

Balance 1 Balance 2 Balance 3 Balance 4 Balance 5 Promedio Referencia

2,36 2,33

1,42

4,85

2,30 2,09

0,94

4,08

0

1

2

3

4

5

6

7

AIRE DE ENFRIAMIENTO

GASES DE SALIDA DE TORRE

AIRE ESCAPE ENFRIADOR

TOTAL

Kg

/Kg

clin

ker

Balance 1 Balance 2 Balance 3 Balance 4 Promedio Referencia

Grafica 3. Flujos másicos en la línea 1. Grafica 4. Flujos másicos en la línea 2.

0,13 0,14

0,12

0,04

0,00

0,05

0,10

0,15

0,20

0,25

CARBÓN POLVO DE ELECTROFILTRO

Kg

/Kgc

lin

ker

Balance 1 Balance 2 Balance 3 Balance 4 Balance 5 Promedio Referencia

0,12

0,10

0,12

0,04

0,00

0,02

0,04

0,06

0,08

0,10

0,12

0,14

0,16

0,18

0,20

CARBÓN POLVO DE ELECTROFILTRO

Kg

/Kgc

lin

ker

Balance 1 Balance 2 Balance 3 Balance 4 Promedio Referencia Grafica 5. Flujos másicos en la línea 1. Grafica 6. Flujos másicos en la línea 2.

Grafica 7. Flujos calóricos línea 1. Grafica 8. Flujos calóricos línea 2.




45



Para un mejor entendimiento de las graficas presentadas se discrimina el análisis por flujos y se deduce lo siguiente: Gases de salida de la torre precalentadora En términos másicos, los gases de salida de torre en línea 1 (3.19 Kg/Kgclk) se encuentran 1,1 Kg/Kgclk por encima de la referencia (2.09 Kg/Kgclk), del mismo modo en términos calóricos en la línea 1 (241.61 Kcal/Kgclk) se encuentran 72.98 Kcal/Kgclk por encima de lo esperado (168.63 Kcal/Kgclk). Esta información refleja que el proceso de la línea 1 es ineficiente y que deben realizarse modificaciones de tal manera que se disminuya la cantidad de gases y/o la temperatura de estos; con lo que se reducirían las perdidas y aumentaría la eficiencia del proceso. La eficiencia promedio de la línea 1 es 45.3% en comparación a un rango de eficiencia esperado de 48 a 55% [11]. En la línea 2 (2.33 Kg/Kgclk) el flujo másico especifico es próximo a la referencia (2.09 Kg/Kgclk), sin embargo en el flujo calórico especifico (192.00 Kcal/Kgclk) esta 23.37 Kcal/Kgclk por encima de la referencia (168.63 Kcal/Kgclk). Con esto, se esperaría que en la línea 2 la eficiencia se encuentre dentro del rango esperado (48 a 55%) pero en su límite inferior; lo que se comprueba ya que la eficiencia promedio de la línea 2 es 48.41 %. Así, los gases de salida de la torre se convierten entonces en una oportunidad de mejora en el proceso.



46

Aire de escape del enfriador El flujo másico especifico de aire de escape del enfriador es muy grande en ambas líneas, esta a 0.31 Kg/Kgclk para línea 1 (1.25 Kg/Kgclk) y 0.48 Kg/Kgclk para línea 2 (1.42 Kg/Kgclk) por encima de la referencia (0.94 Kg/Kgclk). Por otra parte, el flujo calórico especifico esta a 38.67 Kcal/Kgclk para línea 1 (88.11 Kcal/Kgclk) y a 76.86 Kcal/Kgclk para línea 2 (126.30 Kcal/Kgclk) por encima de la referencia (49.44 Kcal/Kgclk). En estos datos se observa que la diferencia de los flujos de ambas líneas respecto a la referencia es bastante grande, especialmente para la línea 2, representando pérdidas másicas y energéticas importantes en el sistema. Estas pérdidas pueden ser controladas en forma operacional por dos medios: El primero es la modificación del aire de enfriamiento que ingresa al sistema,

manteniendo las otras condiciones estables. Se puede disminuir el aire de enfriamiento provocando una reducción de las pérdidas por aire de escape y al mismo tiempo una reducción de los gases de salida de la torre precalentadora, así como también una disminución del aire de exceso en el sistema.

El segundo, es una redistribución del aire que ingresa al enfriador. La distribución del aire de enfriamiento se refiere a que parte de este sale como aire de escape y parte se va como aire secundario hacia el horno o el ducto del aire terciario en el caso de la línea 2. Este aire secundario es el aire que una vez caliente es utilizado en el proceso de quema, por lo que es la forma en que es recuperado el calor con el que sale el clinker del horno para ingresar al enfriador; es decir que para conservar esta energía del clinker sin ser desperdiciada, la mayor parte del aire de enfriamiento debe pasar a ser aire secundario y no aire de escape. Esto último se logra mediante una redistribución de los aires logrando así que la eficiencia del enfriador sea mejor.

Con esto se confirma entonces, que al igual que los gases de salida de la torre, el aire de escape es otra oportunidad de mejora, siendo este parte importante de la eficiencia del enfriador y por ende del mismo proceso. Aire de enfriamiento Es importante resaltar que el aire de enfriamiento es una variable importante en el proceso, ya que por medio de la modificación de este es posible la disminución de pérdidas másicas y energéticas en diversas partes del sistema y el aumento de la eficiencia del mismo. El aire de enfriamiento alimentado en línea 1 (3.28 Kg/Kgclk) se encuentra 0.98 Kg/Kgclk por encima de la referencia (2.30 Kg/Kgclk); sin embargo en línea 2 (2.36 Kg/Kgclk) la relación es muy aproximada a la referencia (2.30 Kg/Kgclk). Con esta información y lo anteriormente dicho en los gases de salida de la torre y el aire de escape del enfriador, es posible decir que una disminución de este aire, pueda beneficiar el proceso; pero este a su vez debe estar acompañado de un control por medio de balances para que se puedan conocer los efectos de dicha acción.



47

Calor de combustión El calor de combustión para la línea 1 (862.01 Kcal/Kgclk) esta 21.51 Kcal/Kgclk por encima de la referencia (840.50 Kcal/Kgclk), lo que representa gran cantidad de energía que esta siendo ingresada al horno, lo que se refleja en perdidas mayores a las esperadas, con esto se confirma una vez mas que en la línea 1 hay un exceso en el consumo calórico y una baja eficiencia en el proceso. Una disminución en el consumo calórico de ambos hornos, sería la respuesta a una campaña de optimización en el proceso. Esta campaña debe estar enfocada en las oportunidades de mejora que se generan a partir de las dificultades debidas al comportamiento actual de hornos, llamadas focos de optimización. Estos focos de optimización serian principalmente, el aire de enfriamiento, el aire de escape del enfriador, los gases de salida de la torre y principalmente, el enfriador. Sin embargo, otra manera en la que puede ser mejorado el consumo calórico del sistema, puede darse por medio de un control adecuado de aires falsos en los hornos, lo que posiblemente llevaría a que estos requieran menos cantidad de combustible, ya que la cantidad de aire que debe ser llevada a altas temperaturas dentro del horno habrá disminuido. Así, el control de aires falsos en el sistema es otra oportunidad de mejora y por ende otro foco de optimización. Bajo las actuales circunstancias y con los resultados discutidos hasta el momento, es posible pensar en una disminución de alimentación de combustible a los hornos, en particular al horno de la línea 1; ya que como se mostró anteriormente hay un excesivo consumo calórico en esta línea. Sin embargo, antes de pensar en una disminución de alimentación de carbón, debe iniciarse acciones enfocadas en trabajar sobre las oportunidades de mejora del proceso. Polvo de electrofiltro En la relación polvo/clinker es visible que los ciclones aunque con alta eficiencia aun no alcanzan el punto de operación adecuado; ellos podrían estarse viendo afectados por la alta cantidad de gases que pasa a través de ellos, ya que debido a esto los ciclones no pueden realizar una separación lo suficientemente eficiente como sucedería si la cantidad de gases y polvo se encontrará dentro del rango de operación establecido en el diseño de estos equipos. Las perdidas por polvo en la alimentación, además de disminuir el rendimiento productivo del horno, provocan un consumo innecesario de energía por la descarbonatación parcial y el calentamiento del material a la temperatura de descarga [11]. Otras pérdidas En el balance de energía se haya pérdidas no contabilizadas que para la línea 1 son en promedio de 29.77 Kcal/Kgclk y para la línea 2 de 26.04 Kcal/Kgclk. Estas pérdidas no contabilizadas pueden ser atribuidas a la dificultad de cocción del clinker, a la naturaleza variable del proceso en momentos puntuales, al error asociado al método utilizado para la



48

medición (lo que puede introducir un error en las mediciones realizadas) y a la falta de contabilidad efectiva del carbón consumido. La falta de una contabilidad mas precisa del carbón consumido es una falencia importante, que debe ser revisada con detenimiento; ya que el combustible representa en promedio el 54% de los costos totales de producción de clinker [Información de manejo interno de la empresa], siendo una de las variables mas relevantes en el proceso. Por medio de los balances se ha detectado que posiblemente la cantidad de combustible consumido registrado por los inventarios no es el que realmente esta siendo alimentado a los hornos y que lo que se esta consumiendo es una cantidad mayor, generando pérdidas másicas, calóricas y económicas. Radiación y convección La mayor parte de la radiación y la convección proviene del horno rotatorio y de la torre precalentadora en cada línea; en estas la radiación y la convección representa pérdidas significativas, que para la línea 1 equivalen a 49.6 Kcal/Kgclk y para la línea 2 a 30.9 Kcal/Kgclk. Sin embargo por la naturaleza del proceso es difícil pensar en esto como una oportunidad de mejora debido a las dificultades técnicas y económicas en cuestión de cambios físicos que puedan ser generados. Por ende la mejor manera de pensar en menores perdidas por radiación y convección es una disminución del consumo calórico en ambas líneas de producción. Flujos másicos y calóricos totales Por medio de la relación del total de entradas y salidas másicas y calóricas del sistema se confirma todo lo anterior mente dicho. En el balance de masa los flujos específicos tanto para la línea 1 (5.58 Kg/Kgclk) y como para la línea 2 (4.85 Kg/Kgclk) son muy grandes respecto a la referencia (4.08 Kg/Kgclk) y del mismo modo ocurre en el flujo calórico de la línea 1 (927.90 Kcal/Kgclk) respecto a la referencia (880.40 Kcal/Kgclk). En la línea 2 el consumo calórico se encuentra en un valor promedio aceptable (868.90 Kcal/Kgclk). NOTA: Cabe destacar, que en todas las variables analizadas para el balance de masa los flujos no están muy alejados de su media, confirmando una vez más la confiabilidad de las mediciones realizadas. 8.5 ENFRIADORES En las Graficas 15 a 18 se muestra la distribución de aires en los enfriadores de cada línea, así como el perfil de eficiencias en cada enfriador. Mas específicamente en las Graficas 15 y 17 se muestra como se da la separación del aire de enfriamiento dentro del enfriador en termino de porcentajes, es decir cuanto se va como aire secundario hacia el horno y al ducto terciario en el caso de la línea 2 y cuanto se va como aire de escape del enfriador. En las Graficas 16 y 18, se muestra por medio de puntos las eficiencias halladas en enfriador de cada línea para cada uno de los balances realizados, al mismo tiempo que se compara con la línea de eficiencia



49

estándar brindada por CPI que muestra cual debe ser la eficiencia en función del aire de enfriamiento alimentado para un enfriador de parrillas [4, 9].

0%

10%

20%

30%

40%

50%

60%

70%

80%

B1 B2 B3 B4 B5 Prom Ref

Aire Secundario Aire Escape Enfriador

Grafica 15. Distribución de aires en el enfriador de la línea 1.

Grafica 16. Perfil de eficiencia enfriador de la línea 1.

0,0%

10,0%

20,0%

30,0%

40,0%

50,0%

60,0%

70,0%

80,0%

B1 B2 B3 B4 PROM REF

Aire Secundario Aire Escape Enfriador

Grafica 17. Distribución de aires en el enfriador de la línea 2.

Grafica 18. Perfil de eficiencia enfriador de la línea 2.

8.6.1 Enfriador de la línea 1 La eficiencia del enfriador de la línea 1 es en promedio de 69 %, para una alimentación especifica de aire de enfriamiento de 3.28 Kg/Kgclk y mantiene la temperatura promedio del clinker en 131O C a la salida del enfriador. Comparando este enfriador con la referencia que maneja una alimentación especifica de aire de enfriamiento de 2.83 Kg/Kgclk manteniendo una eficiencia de 68%, se encuentra que el enfriador de la línea 1 es muy ineficiente ya que para el flujo específico que maneja debería tener una eficiencia superior al 80% según la información brindada por CPI [4, 9]. No obstante, esta ineficiencia se presenta debido a factores como el tiempo de labor del equipo y a que este opera por debajo de su capacidad de diseño, es decir, que el equipo esta sobredimensionado para el trabajo que realiza haciendo que su eficiencia nunca pueda estar en el valor promedio esperado para el flujo especifico. Esto último puede



50

verificarse en el perfil de eficiencia del enfriador de la Grafica 16, allí se ve como a pesar de que las eficiencias son altas no alcanzan el nivel esperado. A pesar de que el equipo no es lo suficientemente eficiente, se destaca una recuperación significativa de la energía que es devuelta al horno como aire caliente para la combustión, lo que se da en parte importante debido a la distribución de aire al interior de enfriador, que para este equipo esta dada en promedio como 62% aire secundario y 38% aire de escape. 8.5.2 Enfriador de la línea 2 La eficiencia del enfriador de la línea 2 es en promedio de 61 %, para una alimentación especifica de aire de enfriamiento de 2.36 Kg/Kgclk y mantiene la temperatura promedio del clinker en 105O C a la salida del enfriador. Comparando este enfriador con la referencia que maneja una alimentación especifica de aire de enfriamiento de 2.83 Kg/Kgclk manteniendo una eficiencia de 68%, se encuentra que el enfriador de la línea 1 es un equipo que posee una eficiencia esperada para el flujo específico que maneja; esto puede verificarse mediante la Grafica 18, donde se ve que la eficiencia del enfriador para cada balance se encuentra en valores cercanos a los esperados para este tipo de equipo. Es decir, que a pesar de que la eficiencia es baja en comparación al enfriador de la línea 1 que es un equipo más viejo, las eficiencias se encuentran como adecuadas para la operación actual del equipo. Cabe destacar que a pesar de que la eficiencia del equipo es aproximada a la esperada, la distribución de aire al interior del enfriador no es la más adecuada, que para este equipo es en promedio 40% aire secundario y 60% aire de escape; esto puede verse en la Grafica 17 donde se muestra como la mayor parte del aire que ingresa sale del enfriador como aire de escape en lugar de ser recuperado como aire secundario. Con esto puede visualizarse que este enfriador tiene un potencial de mejora alto y que por medio de una mejor distribución de aires al interior del equipo es posible que conseguir eficiencias más altas, y como consecuencia una mejor eficiencia en el proceso. 8.6 VARIABLES QUE AFECTAN EL CONSUMO CALÓRICO DEL SISTEMA 8.6.1 Pérdidas de calor por exceso de aire En la Grafica 19 se muestra un el oxigeno encontrado en los gases de salida de la torre; por medio de estos es posible determinar la cantidad de aire que sale con los gases. Este aire incluye la cantidad de aire de exceso que se añade con el aire de enfriamiento para que la quema sea completa, más el aire falso que ingresa al sistema por las aberturas de los equipos. Los aires de exceso y falso constituyen una perdida de energía real, puesto que estos ingresan al proceso a temperatura ambiente y deben ser calentados a la temperatura de los gases de salida de la torre, sustrayendo así energía que podría ser empleada en trabajo calórico útil.



51

10%

15%

20%

25%

30%

0%

5%

10%

15%

20%

25%

30%

B1 B2 B3 B4 B5 PROM

Oxigeno Dioxido de carbono

Grafica 19. Oxigeno en los gases de salida de la torre. Según los resultados obtenidos, para la línea 1 se tienen porcentajes que varían entre 6 y 8% de oxigeno, y para la línea 2 se encuentra entre 4 y 5.5 %. Estos porcentajes equivalen a un rango de 25 a 70 tph de aire total que sale con los gases. Esto puede ser comparado con un valor esperado de oxigeno en los gases de salida de la torre que según CPI debe ser de aproximadamente 2% [4, 9]. Es decir que para ambas líneas la cantidad de aire que ingresa al sistema es mayor a la necesaria para la quema, especialmente en la línea 1. La cantidad de aire en exceso puede ser disminuida si se reduce el aire de enfriamiento que es alimentado al enfriador y el aire falso puede ser controlado por medio de un mantenimiento a todos los registros y equipos en general. En la Tabla 9 se muestra el ahorro calórico, másico del carbón y económico en base al costo del carbón ($150000/ton) que representaría una reducción del 10% del aire de exceso:

Tabla 9. Perdidas por aire de exceso en el horno de la línea 1.

Balances 16/09/08 30/12/08 08/01/09 15/01/09 21/01/09 PromedioAire (TPH) 68.89 33.83 42.31 49.80 40.68 47.10

Aire (Kg/Kgclk) 1.00 0.52 0.66 0.76 0.62 0.71

Aire (Kcal/Kgclk) 69.09 39.21 55.43 57.30 45.92 53.39

Reducción 10% (Kcal/Kgclk) 6.91 3.92 5.54 5.73 4.59 5.34

Carbón (TPD) 1.78 0.94 1.31 1.40 1.11 1.31

Carbón (TPA) 551.56 290.50 407.88 434.31 344.91 405.83

Ahorro ($/AÑO) $83,716,864 $44,092,453 $61,909,820 $65,921,503 $52,351,106 $61,598,349

8.6.2 Pérdidas de calor por aire falso En las tablas 7 y 8 se muestra el ahorro calórico, másico del carbón y económico en base al costo del carbón ($150000/ton) que representaría una reducción del 50% del aire falso en cada horno:



52

Tabla 10. Perdidas por aire falso en el horno de la línea 1.

Balances 16/09/08 30/12/08 08/01/09 15/01/09 21/01/09 Promedio

Aire (TPH) 16.66 23.06 16.53 13.80 43.16 22.64

Aire (Kg/Kgclk) 0.24 0.35 0.26 0.21 0.66 0.34

Aire (Kcal/Kgclk) 1.79 2.63 1.78 1.45 4.88 2.51


Carbón (TPD) 0.23 0.31 0.21 0.18 0.59 0.30

Carbón (TPA) 71.57 97.38 65.55 55.08 183.25 94.57

Ahorro ($/AÑO) $10,863,485 $14,780,670 $9,949,207 $8,360,685 $27,813,549 $14,353,519

Tabla 11. Perdidas por aire falso en el horno de la línea 2.

Balances 21/11/08 04/12/08 10/12/08 03/02/09 Promedio

Aire (TPH) 61.02 59.38 29.59 67.27 54.32

Aire (Kg/Kgclk) 0.72 0.70 0.35 0.83 0.65

Aire (Kcal/Kgclk) 5.03 5.16 2.51 6.19 4.72

Reducción 50% (Kcal/Kgclk) 2.52 2.58 1.26 3.09 2.36

Carbón (TPD) 0.80 0.78 0.38 0.92 0.72

Carbón (TPA) 246.67 243.19 116.35 286.60 223.21

Ahorro($/AÑO) $37,440,406 $36,912,733 $17,660,236 $43,501,572 $33,878,737

8.6.3 Pérdidas de calor por radiación y convección A continuación en las tablas 9 y 10 se muestra el ahorro calórico, másico del carbón y económico en base al costo del carbón ($150000/ton) que representaría una reducción del 25% de la radiación y la convección en la totalidad del proceso:

Tabla 12. Perdidas por radiación y convección en el horno de la línea 1.

Balances 16/09/08 30/12/08 08/01/09 15/01/09 21/01/09 PromedioPerdidas (Kcal/Kgclk) 117.5 110.1 113.4 123.2 124.1 117.7


Carbón (TPD) 7.559 6.574 6.725 7.522 7.513 7.178

Carbón (TPA) 2345 2039 2087 2334 2331 2227

Ahorro ($/AÑO) $355,952,617 $309,551,540 $316,704,732 $354,198,649 $353,780,278 $338,037,563

Tabla 13. Perdidas por radiación y convección en el horno de la línea 2.

Balances 21/11/08 04/12/08 10/12/08 03/02/09 PromedioPerdidas (Kcal/Kgclk) 76.47 74.93 80.50 107.61 84.88

Reducción 25% (Kcal/Kgclk) 19.12 18.73 20.13 26.90 21.22

Carbón (TPD) 6.04 5.69 6.01 8.03 6.44

Carbón (TPA) 1874 1765 1865 2491 1999

Ahorro ($/AÑO) $284,401,731 $267,853,754 $283,075,220 $378,132,557 $303,365,815

8.6.4 Pérdidas de calor en los gases de salida de la torre El manejo de grandes volúmenes de gases provoca un arrastre de polvo cada vez mayor, demandando así trabajo extra por parte del separador electrostático; esto, sin contar con que el polvo arrastrado posee una capacidad de retención de calor mayor que la de los gases,



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produciendo un efecto de sostenimiento del calor en dicho flujo, por lo que el equipo de separación electrostático se vera afectado, disminuyendo notablemente su eficiencia. La temperatura de los gases de salida de la torre es una característica del flujo que depende directamente de la cantidad de calor que se le añada al proceso, es decir, que depende directamente de la cantidad y calidad del combustible alimentado. La masa y la temperatura influyen notablemente en la cantidad de calor con la que salen los gases, sin embargo, para cantidades similares de masa la temperatura por si sola representa incrementos energéticos importantes. En vista de esto, se determina que dos puntos de optimización son la producción de gases que se controla con la alimentación de aires y carbón al proceso, y la temperatura que se controla con la cantidad de carbón. Así se encuentra entonces un factor común para el manejo de ambas variables, el consumo de combustible en el proceso. En la Grafica 20 se muestra la variación del calor de los gases de salida de la torre en función de la temperatura. Esto informa de como a una mayor disminución de la temperatura menor será el calor con el que salen los gases. En la Grafica se inicia con una disminución de 2O C y se finaliza con una disminución de 12O C.

Grafica 20. Variación calórica de los gases con la temperatura.

A continuación en las Tablas 14 y 15 se muestra el ahorro calórico, másico del carbón y económico en base al costo del carbón ($150000/ton) que representaría una reducción en la temperatura de 10° C en los gases de salida de la torre precalentadora:

Tabla 14. Perdidas en los gases de salida de la torre en el horno de la línea 1.

Balances 16/09/08 30/12/08 08/01/09 15/01/09 21/01/09 PromedioConsumo real (Kcal/Kgclk) 214.51 230.75 258.03 248.66 256.12 241.61

Reducción (Kcal/Kgclk) 207.40 223.70 250.40 241.10 248.20 234.16

Ahorro (Kcal/Kgclk) 7.11 7.05 7.63 7.56 7.92 7.45

Carbón (TPD) 1.83 1.68 1.81 1.85 1.92 1.82

Carbón (TPA) 567.69 522.72 561.13 572.87 594.71 563.83

Ahorro($/AÑO) $86,166,185 $79,340,619 $85,170,193 $86,951,103 $90,266,847 $85,578,989



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Tabla 15. Perdidas en los gases de salida de la torre en el horno de la línea 2.

Balances 21/11/08 04/12/08 10/12/08 03/02/09 PromedioConsumo real (Kcal/Kgclk) 214.63 181.55 183.35 188.36 191.97

Reducción (Kcal/Kgclk) 207.00 172.90 174.60 140.40 173.73

Ahorro (Kcal/Kgclk) 7.63 8.65 8.75 47.96 18.25

Carbón (TPD) 2.41 2.62 2.61 14.32 5.49

Carbón (TPA) 748.10 814.38 810.97 4441.77 1703.80

Ahorro($/AÑO) $113,548,722 $123,608,512 $123,091,959 $674,183,352 $258,608,136

8.6.5 Pérdidas de calor con el aire de escape del enfriador A continuación en las Tablas 16 y 17 se muestra el ahorro calórico, másico del carbón y económico en base al costo del carbón ($150000/ton) que representaría una reducción del 5% del flujo de los gases de escape del enfriador, así como el respectivo aumento en la eficiencia en el enfriador:

Tabla 16. Perdidas de calor en aire de escape del enfriador línea 1

Balances 16/09/08 30/12/08 08/01/09 15/01/09 21/01/09 PromedioReducción Flujo 5% (TPD) 79,61 83,24 80,80 67,21 81,17 78,40

Eficiencia real (%) 73,73% 74,83% 68,61% 66,50% 61,18% 68,97%

Aumento efic. (%) 74,90% 76,10% 70,20% 68,20% 63,10% 70,50%

Diferencia (%) 1,17% 1,27% 1,59% 1,70% 1,92% 1,53%

Consumo calor (Kcal/Kgclk) 66,20 70,65 85,90 91,77 104,00 83,70

Ahorro (Kcal/Kgclk) 3,48 3,72 4,52 4,84 5,49 4,41

Carbón (TPD) 0,90 0,89 1,07 1,18 1,33 1,07

Carbón (TPA) 277,84 275,59 332,57 366,65 412,46 333,02

Ahorro($/AÑO) $42.170.721 $41.829.821 $50.477.856 $55.650.409 $62.604.961 $50.546.754

Tabla 17. Perdidas de calor en aire de escape del enfriador línea 2

Balances 21/11/08 04/12/08 10/12/08 03/02/09 PromedioReducción Flujo 5% (TPD) 101,49 128,04 104,35 114,32 112,05

Eficiencia real (%) 62,36% 57,63% 63,55% 60,79% 61,08%

Aumento efic. (%) 64,20% 59,70% 65,30% 62,70% 62,98%

Diferencia (%) 1,84% 2,07% 1,75% 1,91% 1,89%

Consumo calor (Kcal/Kgclk) 116,10 130,90 112,00 121,00 120,00

Ahorro (Kcal/Kgclk) 6,12 6,84 5,87 6,38 6,30

Carbón (TPD) 1,93 2,08 1,75 1,90 1,92

Carbón (TPA) 599,98 644,73 544,36 590,70 594,94

Ahorro($/AÑO) $91.066.599 $97.859.186 $82.623.997 $89.658.216 $90.302.000

8.6.6 Pérdidas de calor no contabilizadas En la Grafica 21 se muestra un perfil del consumo calórico en ambas líneas, allí puede visualizarse de manera más global el consumo en cada horno y como es notorio, para la línea 1 es mucho mayor al de la línea 2, mostrando además que este va en incremento. Teniendo en cuenta que la alimentación para todos los balances de la línea 1 fue en promedio 106 tph menor al promedio de la línea 2 de 131 tph, es extraño encontrar que la línea 1



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consume una carga calórica mucho mayor a la de la línea 2; no obstante, esto puede ser entendido debido a que cuando un horno trabaja por debajo de su capacidad de diseño, este disminuye su eficiencia que es lo que sucede en el horno de la línea 1. Otro factor determinante en el consumo de combustible es que el sistema de la línea 1 no cuenta con un sistema de calcinación como en la línea 2, por lo que el horno de la línea 1 siempre será más ineficiente que la línea 2 consumiendo una cantidad de combustible mayor. Es importante resaltar que una falta de contabilización de carbón adecuada también puede influir notablemente en un consumo de combustible mayor al que se cree tener en la actualidad.

Grafica 21. Consumo calórico para los hornos de ambas líneas.

Según el balance de energía en ambas líneas hay una cantidad de pérdidas no contabilizadas, que pueden deberse a varias razones, algunas ya fueron mencionadas; sin embargo, cabe destacar que debido a la falta de adecuado control del combustible consumido es posible que estas pérdidas en parte se deban a la cantidad de combustible que realmente esta siendo consumida. En base a esto se hace un estudio de lo que cuesta el total de estas perdidas y lo que podría ahorrarse de realizar una campaña de optimización efectiva en ambos hornos. En las Tablas 18 y 19 se muestran los resultados tomando como base de costo $150000/ton de carbón.

Tabla 18. Perdidas no contabilizadas en el horno de la línea 1.

Balances 16/09/08 30/12/08 08/01/09 15/01/09 21/01/09 PromedioConsumo PDN (TPD) 234.10 226.50 210.40 220.40 252.80 228.84

Consumo Bal. (TPD) 233.40 215.10 206.10 204.10 245.20 220.78

Ahorro (TPD) 0.70 11.40 4.30 16.30 7.60 8.06

Eficiencia real (%) 48.67% 46.64% 45.45% 42.57% 43.08% 45.28%

Aumento efic. (%) 48.81% 48.98% 46.33% 45.75% 44.32% 46.84%

Diferencia (%) 0.14% 2.34% 0.88% 3.18% 1.24% 1.56%

Carbón (TPH) 0.03 0.48 0.18 0.68 0.32 0.34

Carbón (TPA) 217.17 3536.85 1334.08 5057.08 2357.90 2500.62

Ahorro($/AÑO) $32,963,417 $536,832,784 $202,489,559 $767,576,700 $357,888,523 $379,550,196



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Tabla 19. Perdidas no contabilizadas en el horno de la línea 2.

Balances 21/11/08 04/12/08 10/12/08 03/02/09 PromedioConsumo PDN (TPD) 297.40 280.60 283.30 280.50 285.45

Consumo Balance (TPD) 290.10 272.90 261.90 261.30 271.55

Ahorro (TPD) 7.30 7.70 21.40 19.20 13.90

Eficiencia real (%) 48.06% 49.34% 47.98% 48.03% 48.35%

Aumento eficiencia (%) 49.19% 50.67% 51.73% 51.63% 50.81%

Diferencia (%) 1.13% 1.33% 3.75% 3.60% 2.45%

Carbón (TPH) 0.30 0.32 0.89 0.80 0.58

Carbón (TPA) 2264.82 2388.93 6639.35 5956.80 4312.48

Ahorro($/AÑO) $343,761,344 $362,597,582 $1,007,738,735 $904,139,426 $654,559,272

9. CONCLUSIONES En el análisis de resultados se identificaron los siguientes aspectos: La determinación de los flujos partiendo de mediciones hechas en planta arrojó buenos resultados mostrando estabilidad y confiabilidad. Los factores que influencian significativamente el consumo calórico de los hornos son la eficiencia térmica del enfriador y las perdidas en los gases de salida de la torre, el aire de escape del enfriador y la radiación y convección en las superficies de los equipos. Las condiciones del enfriador influencian la quema en el horno y por consiguiente, la calidad del clinker. En este sentido, la cantidad de aire secundario debe ser mayor o igual a la de aire de escape para conservar condiciones operacionales adecuadas que permitan conseguir una buena eficiencia. Esto no se cumple en particular para el enfriador de la línea 2, produciendo en el equipo pérdidas energéticas grandes y bajas de eficiencia significativas. La relación de aire de enfriamiento/clinker debe ser mínima, asegurando que el aire secundario sea lo más caliente posible y que el clinker salga a una temperatura adecuada. El correcto manejo del aire de enfriamiento es de suma importancia en el proceso ya que este se ve reflejado en la combustión, en la cantidad de gases de salida de la torre y de aire de escape del enfriador y por supuesto en el consumo calórico de los hornos. Los gases de salida de la torre se encuentran en grandes cantidades y con calores muy elevados en ambos hornos, pero más aun en el horno 1, evidenciando eficiencias de proceso bajas. Las perdidas elevadas de polvo son reflejo de la cantidad excesiva de gases que salen del proceso y de la ineficiencia que esto genera en los ciclones, lo cual se debe a que los equipo deben trabajar por encima de su capacidad de diseño. Por ende la cantidad de polvo, puede disminuirse si se reduce la cantidad de gases de salida de la torre, lo que a su vez es posible por medio de una disminución de aires de enfriamiento y falsos en el sistema. Los resultados conllevan a pensar que en el horno de la línea 1 se presenta un consumo calórico excesivo, lo que influye de manera importante en la baja eficiencia del mismo. Esto



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puede verse como una oportunidad de mejora ya que brinda la posibilidad de una reducción en la alimentación del combustible en esta línea de producción. Para realizar un balance de masa y energía de manera más acertada es indispensable conocer la cantidad real de combustible que ingresa al horno, pues este representa una variable fundamental de optimización en el proceso; para ello debe contarse con nuevos equipos pues en la actualidad no se tiene precisión en la medición. En general, una disminución del consumo calórico en el sistema seria el resultado de una intensa campaña de optimización enfocada principalmente en el mejoramiento de la eficiencia del enfriador, la reducción del aire de enfriamiento a su valor mínimo, la disminución de aires falsos y de exceso y la redistribución de aires al interior de los enfriadores. Todo esto se vería reflejado en una menor necesidad de combustible, lo que eventualmente traería consigo una disminución de la cantidad y temperatura de los gases a la salida de la torre, una reducción de polvo de recirculación, una disminución de pérdidas en el aire de escape del enfriador, la correspondiente baja de pérdidas por radiación y convección y un aumento de las eficiencias del enfriador y el proceso. RECOMENDACIONES Antes de iniciar cualquier otro desarrollo de balances de masa y energía es necesario el acondicionamiento de los puntos de medición en el sistema, ya que algunos de ellos no se encuentran en buen estado para la correspondiente medición y permiten la entrada de aires falsos al proceso. Durante la realización de las mediciones los datos obtenidos por medio de ellas fueron confrontados con los arrojados por sala de control y se encontró que había grandes diferencias, por lo que se hace evidente que es necesaria una calibración de todos los equipos de control del proceso. Una parte importante de esta calibración se encuentra en las lecturas de los flujos de los ventiladores de ambos enfriadores, debido a que allí hay un potencial de mejora debido a las discrepancias en las lecturas. Una sintonización de los ventiladores sería lo más apropiado. En algunos de los lugares de trabajo se requiere de ayudas físicas para que la seguridad sea mayor, pues en estos puntos de medición hay dificultades que pueden no ser muy notorias pero representan un riesgo de accidente. Para la realización de las mediciones correspondientes al balance se requiere que durante todo el tiempo la totalidad de los equipos se encuentren a disposición permanente de las personas encargadas, pues cualquier dato que deje de tomarse en el momento indicado puede representar una significativa fuente de error. Se recomienda con un enfoque en el mejoramiento de la eficiencia de los enfriadores, pero en particular del enfriador de la línea 2. Este equipo tiene un gran potencial de mejoramiento y puede ser optimizado al máximo por medio del manejo de los aires de enfriamiento y secundario.



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La relación de aire de enfriamiento/clinker es de suma importancia, porque como ya se mencionó, éste influencia mucho el proceso, por lo que se recomienda que posterior a una sintonización de los ventiladores se proceda a realizar ensayos en los que se busque un punto mínimo de alimentación de este aire que pueda satisfacer las necesidades del proceso y reducir en parte las pérdidas calóricas del sistema. El manejo de los aires falsos en el sistema podría ser muy beneficioso, pues se disminuirían las pérdidas calóricas en el sistema. Si se reduce la cantidad de aire falso también lo hará la cantidad de gases de salida de la torre y posiblemente parte del polvo de recirculación que sale con este. Para esto puede considerarse un análisis físico de los equipos para identificar las posibles aberturas que permitan su ingreso. Se recomienda realizar pruebas de pesaje de clinker y polvo de manera más continua. Por medio de las pruebas de pesaje de clinker es posible determinar si el equipo de pesaje de harina esta funcionando de manera adecuada e indica el estado de la eficiencia del proceso en general, y por medio de las pruebas de pesaje de polvo se confirma lo encontrado con las pruebas de pesaje de clinker y se da una idea de la eficiencia y el estado de los ciclones. Durante todo el análisis se hizo énfasis en el consumo de combustible al proceso, por lo que la conclusión y sugerencia principales se refieren a un manejo más adecuado del carbón, ya que parte vital del proceso es el conocimiento de su consumo especifico en relación al clinker producido, y es por esto que se requiere un equipo que mida este flujo con la mayor precisión posible. El consumo de carbón no puede ser disminuido de manera muy drástica, sin embargo partiendo de los resultados del balance pueden ensayarse pequeñas disminuciones con un seguimiento por medio de balances que permitan conocer las implicaciones reales esto pueda producir en el proceso. BIBLIOGRAFÍA [1] Elkin Salinas. Programa de capacitación en el proceso de producción de cemento, Cemento Argos planta Río Claro. 1995. [2] Holcim. Cement Manufacturing Course, Technical documentation. Volumen 4. Process Technology. Versión 2006-1. Pgs 2-172, 327-366, 607-671. [3] Holderbank Management & Consulting Ltd. Balances térmicos de hornos y enfriadores así como temas relacionados con ellos. Seminario de cemento. Maracay, Venezuela. 1998. [4] CPI “Cement Performance Internacional”. Curso avanzado de clinkerización y cemento. Balances de calor; Hornos con precalentador; Combustibles y llamas. Cementos Argos planta Río Claro. [5] Holderbank Management & Consulting Ltd. The heat balance as a useful tool in evaluation of kiln economy. Seminario de cemento. Tecnología del proceso. 1984.



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[6] Holderbank Management & Consulting Ltd. Combustión, flujo de gases y composición de gases. Seminario de cemento. Maracay, Venezuela. 1998. [7] Combustión industrial S.A. Proyecto de optimización integral de procesos. Control de procesos. Cemento Argos planta Río Claro, octubre de 1997. [8] Walter H. Duda. Cement Data Book. Volumen 1: International Process Engineering in the Cement Industry. Bouverlag. Alemania. 3rd Edition. 1985. Capitulos 20 y 22. [9] CPI “Cement Performance Internacional”. Curso avanzado para ingenieros de proceso. Memorias del seminario para profesionales de proceso. Cemento Argos sede Río Claro. Barranquilla. 2008. [10] Eduardo Montesinos Chilet. Ventilación industrial, Manual de recomendaciones prácticas para la prevención de riesgos profesionales. Artes gráficas Soler S.A. 1992. Capitulo 9. [11] Tashin Engin; Vedat Ari. Energy auditing and recovery for dry type cement Rotary kiln Systems. Revista Energy Conversion & Managment. Base de datos Sicence Direct. Universidad de Antioquia. [12] Incropera, F. P. Fundamentos de Transferencia de Calor. Pearson Education. México. 1999. Pgs 825-855, 717-740. [13] Robert. H. Perry. Chemical Engineers Handbook. Mc Graw Hill. United Estates of America. 1997. Pgs 2-7 a 2-28; 2-161 a 2-183. [14] Tapias Garcia, Heberto. Matematica Aplicadas en Ingeniería Química. Reimpresos. Universidad de Antioquia. Medellín. 2008. Pg 124. [15] Rios, Luis Alberto; Patiño L, Kelly Viviana. Informe final proyecto: Caracterización de las emisiones de calderas a carbón del valle de aburrá. Determinación de factores de emisión. Grupo de Investigación. Procesos Fisicoquímicos Aplicados (PFA). Universidad de Antioquia. Facultad de Ingeniera.



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ANEXOS ANEXO 1: Equipos De Medición Medidores De Temperatura Son medidores portátiles para medición por contacto o a distancia. Miden rangos de temperatura entre -200° C a 1700° C. Son equipos de alta precisión. Termocupla: En la Figura 1A se muestra una termocupla, que es un equipo medidor de temperatura de contacto directo. Este tipo de medidor se utiliza para obtener la temperatura de diferentes fluidos; este consta de un termopar que es la parte del equipo que entra en contacto con el fluido a medir, y de un memocal o unidad lectora, que consiste en captar la señal proporcionada por el termopar y transmitirla como un dato que se lee como una temperatura especifica en grados centígrados u otra unidad de medición seleccionada como Kelvins, Farenheits o Rankin.

Figura 1a. Termocupla para medición de temperatura por contacto directo.

Pirómetro fluke: En la Figura 1b se muestra un medidor de temperatura que no requiere de contacto con el fluido. Este equipo funciona por medio de un láser, el cual al ser posado en la superficie a medir le provee una señal al dispositivo indicándole la temperatura superficial medida, y este por medio del display muestra al igual que la termocupla la temperatura medida.

Figura 1b. Pirómetro para la medición de temperatura sin contacto directo con el fluido.



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Medición De Aire ó Gases Unidad de análisis y de control: El análisis de los gases de medición se denomina análisis orsat, este consiste en determinar todas las variables principales en un flujo de gases de combustión; como son la velocidad del fluido, la temperatura, las presiones dinámicas, la presión estática y la composición. El equipo utilizado para realizar este tipo de análisis consta de una caja analizador testo 350 XL, de una unidad de control, de una sonda que posee un filtro y de un tubo pitot. La caja de analizadora de gases y la unidad de control marca testo 350 XL (Figuras 1c(a) y 1c(b)) están equipadas con celdas electroquímicas para la determinación de las composiciones de O2, CO, NO, NO2 y SO2 en los gases, y con sistemas de medición de presiones diferenciales, presiones estáticas y velocidad de fluido, entre otras; incluso cuenta con memoria de datos e impresora para los mismos.

(a) (b)

Figura 1c. (a)Caja analizadora de gases. (b) Unidad controlador portátil

Sonda: La sonda mostrada en la Figura 1e posee un filtro para gases. Este instrumento se conecta a la caja analizadora de gases y es por medio de este por el cual se determina la composición de los gases. Tubo pitot: Es un instrumento que se adapta a la unidad de control para medir presiones dinámicas, presión estática y velocidad en los gases, con el fin de determinar el flujo másico de los mismos. Los mostrados en le Figura 1d(a) es en tubo pitot tipo L y el mostrado en la Figura 1d(b) es un tubo pitot tipo S, sin embargo hay mas tipos dependiendo de las necesidades.

(a) (b)

Figura 1d. (a) Sonda de gases y tubo pitot tipo L. (b) Tubo pitot tipo S.



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ANEXO 2: Factor De Pérdidas Del Carbón En El Proceso El carbón que ingresa a la planta proviene de diferentes proveedores, por ende, se hace una mezcla de carbones de estos para garantizar un combustible con la calidad requerida (cenizas entre 14 y 18% y poder calorífico entre 6500 y 7000 Kcal/kg). Una vez obtenida la pila con la calidad necesaria, es alimentada a la trituradora, luego es llevada por medio de bandas transportadoras al tripper el cual distribuye el material por capas hasta la formación de la pila del carbón triturad. Posteriormente, el carbón el llevado al molino donde se pulveriza y se seca para lograr las condiciones de granulometría y humedad necesarias para ser ingresado al horno. Como puede verse, en el proceso influyen múltiples variables que influyen en las perdidas de material. Así, después de un diagnostico del proceso, se determinó los diferentes puntos en los que se presentan pérdidas; tales como: Recepción: El carbón contiene un % de humedad especifico, el cual aumenta notoriamente debido a los cambios climáticos presentes en la zona, así como también se da un arrastre de material debido al exceso de agua en el suelo o a la mala distribución de canaletas en la nave. Trituración: En la trituración se observa que debido a fallas mecánicas que se presentan en el equipo, se evidencia la perdida de materia debido al mal estado de bandas, martillos, etc. Nave de almacenamiento: En la nave se dan pérdidas de material por diferentes motivos, como pueden ser: Autocombustión de la pila, esta se presenta debido al alto % de volátiles, humedad y cenizas y al tiempo de almacenamiento; y reclamo de la pila, pues una mala reclamación se da debido a la segregación del material en esta, aumentando la probabilidad de perdida del material más grueso. Molienda y almacenamiento: En la molienda se presentan atascamientos debidos a la humedad, también se presentan posibles pérdidas en la recirculación del material y en el almacenamiento donde se dan explosiones esporádicas por autoignición. Es importante mencionar que no hay un control efectivo de pesaje y/o determinación del material que ingresa al horno, es decir, que el consumo de carbón se determina por medio de inventarios de pila triturada y alimentada al horno. Lo que significa que no hay un conocimiento especifico del carbón que se esta consumiendo en un determinado tiempo.



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ANEXO 3: Empleo Del Tubo Pitot Para Determinación Del Flujo Másico [10, 15]. Puesto que el flujo de aire o gas dentro de un ducto o chimenea no es uniforme, es necesario obtener un valor medio midiendo la presión dinámica en un número de superficies de igual área dentro de la sección circular (Ver Figura 3a). El método habitual consiste en efectuar una pasada a lo largo de cada uno de los diámetros perpendiculares. Las lecturas se toman en el centro de anillos concéntricos de igual área (Ver Figura 3b). Siempre que sea posible la medición debe realizarse al menos a 8 diámetros aguas abajo y 2 diámetros aguas arriba de cualquier punto singular, tal como codos, campanas, uniones de conductos, válvulas, etc.

Figura 3a. Esquema de medición de presiones dinámicas

empleando un tubo pitot tipo S.

Figura 3b. Sección trasversal de una chimenea circular dividida en 4 áreas iguales, mostrando la localización de 12 puntos de muestreo centrados en cada área.

Para conductos circulares de diámetro inferior o igual a 15 cm deben efectuarse al menos 6 lecturas. Para conductos circulares de diámetro superior a 15 cm debe emplearse al menos 10 puntos de lectura. En conductos o chimeneas muy grandes, con amplias variaciones en la velocidad, el empleo de 20 puntos de lectura mejorara la exactitud de los resultados. En la Tabla 3a se muestras la ubicación de los puntos de lectura para mediciones con 10 puntos de medida en conductos de diferentes diámetros.

1

2

3

4

5

6



64

Tabla 3a. Distancia desde la pared de un conducto hasta los puntos de medida empleando 10 puntos de lectura (redondeada en mm)

Diám. (mm)

R1 R2 R3 R4 R5 R6 R7 R8 R9 R10 0.026D 0.082D 0.146D 0.226D 0.342D 0.658D 0.774D 0.854D 0.918D 0.974D

200 5 16 29 45 68 132 155 171 184 195 225 6 18 33 51 77 148 174 192 207 219 250 6 20 37 57 85 165 193 213 230 244 275 7 22 40 62 94 181 213 235 253 268 300 8 25 44 68 103 197 232 256 275 292 325 8 27 48 73 111 214 252 277 298 317 350 9 29 51 79 120 230 271 299 321 341 375 10 31 55 85 128 247 290 320 344 365 400 10 33 59 90 137 263 310 341 367 390 425 11 35 62 96 145 280 329 363 390 414 450 12 37 66 102 154 296 348 384 413 438 475 12 39 70 107 162 313 368 405 436 463 500 13 41 73 113 171 329 387 427 459 487 550 14 45 81 124 188 362 426 469 505 536 600 15 49 88 136 205 395 464 512 551 585 650 17 53 95 147 222 428 503 555 597 633 700 18 57 103 158 239 461 542 597 643 682 750 19 61 110 170 256 494 580 640 689 731 800 21 65 117 181 274 526 619 683 735 779 850 22 69 124 192 291 559 658 726 781 828 900 23 74 132 204 308 592 696 768 826 877 950 24 78 139 215 325 625 735 811 872 926

1000 26 82 146 226 342 658 774 854 918 974 1050 27 86 154 237 359 691 813 896 964 1023 1100 28 90 161 249 376 724 851 939 1010 1072 1150 30 94 168 260 393 757 890 982 1056 1120 1200 31 98 176 271 410 790 929 1024 1102 1169 1250 32 102 183 283 427 823 967 1067 1148 1218 1300 33 106 190 294 444 856 1006 1110 1194 1267 1350 35 110 198 305 462 888 1045 1152 1240 1315 1400 36 114 205 317 479 921 1083 1195 1280 1364 1450 37 118 212 328 496 954 1122 1238 1332 1413 1500 38 123 220 339 513 987 1161 1280 1377 1462



65

Para el caso de chimeneas es muy importante la selección del sitio de muestreo, así como las características físicas del sitio en cuestión, las características mas importantes se describen en la Figura 3c.

Figura 3c. Requisitos para ejecución de medición de emisiones al aire desde fuentes fijas.

Selección del sitio de muestreo El sitio de muestreo se ubica a una distancia de al menos, ocho diámetros de chimenea corriente abajo y dos diámetros de chimenea corriente arriba de una perturbación al flujo normal de gases de chimenea. Se entiende por perturbación cualquier codo, contracción o expansión que posee la chimenea o conducto. Cuando no sea posible cumplir con los requisitos señalados, se podrá escoger un sitio intermedio, el cual no podrá estar ubicado a una distancia menor que dos diámetros de chimenea o ducto, después de una perturbación, ni medio diámetro antes de la siguiente. En conductos de sección rectangular, se utilizará el mismo criterio, salvo que la ubicación de los puertos de muestreo se definirá de acuerdo con el diámetro equivalente del conducto.

Al menos dos diámetros de chimenea por debajo de la cúspide.

PLATAFORMA DE TRABAJO

A. Plataforma con al menos 0,9 m

de ancho (1,2 m para chimeneas

con 3,0 m o más de diámetro) y

capaz de soportar el peso de 3

personas y de 100 kg. de equipo.

B. La plataforma contará con

pasamanos de seguridad y

poseerá acceso mediante

escalera, adecuada para el efecto.

C. No debe existir ningún tipo de

obstrucción a 0,9 m de distancia,

por debajo de los puertos de

muestreo.

PASAMANOS DE SEGURIDAD



66

ANEXO 4: Resultados De Los Balances De Masa y Energía En La Línea 1.

Tabla 4a. Características de los flujos

FLUJOS VOLUMETRICOS NORMALES (NM3/min) 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO

AIRE TRANSPORTE CARBÓN A TORRE 10.8 10.8 11.6 10.4 11.4 11.0

AIRE TRANSPORTE CARBÓN AL QUEMADOR 78.4 78.4 69.9 77.1 81.5 77.0

AIRE DE ENFRIAMIENTO 2906.3 2711.5 2741.5 2825.5 2762.1 2789.4

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 1080.1 1129.4 1096.3 912.0 1101.4 1063.8

AIRE PRIMARIO 91.7 96.6 97.9 83.6 96.3 93.2

GASES DE SALIDA DE TORRE MEDIDOS 213.9 196.9 216.1 226.9 213.5

GASES DE SALIDA DE TORRE CALCULADOS 253.6 199.1 215.0 228.8 262.8 231.9

FLUJOS VOLUMETRICOS REALES (M3/h) 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO

AIRE TRANSPORTE CARBÓN A TORRE 673 673 728 643 705 685

AIRE TRANSPORTE CARBÓN A QUEMADOR 3991 3991 4401 3834 4006 4044

AIRE DE ENFRIAMIENTO 203636 189539 190663 195976 195587 195080

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 125427 129090 138233 132092 153856 135739

AIRE PRIMARIO 6130 6459 6275 5504 6322 6138

GASES DE SALIDA DE TORRE MEDIDOS 324539 324841 337451 350622 334363

GASES DE SALIDA DE TORRE CALCULADOS 327633 256125 296508 301375 350592 306447

FLUJOS MÁSICOS (TPH) 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO

CLINKER 68.9 65.0 64.4 65.9 65.6 66.0

HARINA 110.9 104.7 103.7 106.1 105.6 106.2

CARBÓN 8.5 8.2 8.5 9.4 9.2 8.8

POLVO ELECTROFILTRO 9.0 9.0 9.0 9.0 9.0 9.0


AIRE TRANSPORTE CARBÓN A QUEMADOR 6.1 6.1 5.4 6.0 6.3 6.0



AIRE PRIMARIO 7.1 7.5 7.6 6.5 7.5 7.2

GASES DE SALIDA DE TORRE MEDIDOS 213.9 196.9 216.1 226.9 213.5

GASES DE SALIDA DE TORRE CALCULADOS 253.6 199.1 215.0 228.8 262.8 231.9

AGUA DE HARINA 0.1 0.1 0.2 0.2 0.7 0.3

AGUA DE CARBÓN 0.1 0.1 0.1 0.1 0.1 0.1

AGUA DE COMBUSTIÓN 3.3 3.2 3.4 3.7 3.6 3.5 TEMPERATURAS (°C) 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO

AMBIENTE 32 32 30 30 32 31

CLINKER A LA ENTRADA DEL ENFRIADOR 1139 1139 1139 1139 1139 1139

CLINKER A LA DESCARGA DEL ENFRIADOR 149 119 119 119 149 131

HARINA 80 88 91 90 79 85

CARBÓN 67 60 67 61 61 63

POLVO ELECTROFILTRO 137 174 165 182 110 154

AIRE TRANSPORTE CARBÓN A TORRE 44 44 41 43 40 42

AIRE TRANSPORTE CARBÓN AL QUEMADOR 118 118 115 111 110 114

AIRE ENFRIAM. VENTILADOR K10 32 30 30 30 35 31






AIRE ESCAPE ENFRIADOR 233 225 276 358 335 285

AIRE PRIMARIO 48 47 35 43 41 43

GASES DE SALIDA DE TORRE 303 328 364 330 323 329



67

CALORES ESPECIFICOS (Kcal/Kg-K) 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO

CLINKER A LA ENTRADA DEL ENFRIADOR 0.25 0.25 0.25 0.25 0.25 0.25

CLINKER A LA DESCARGA DEL ENFRIADOR 0.18 0.16 0.16 0.16 0.18 0.17

HARINA 0.24 0.24 0.24 0.24 0.24 0.24

CARBÓN 0.30 0.30 0.30 0.30 0.30 0.30

POLVO ELECTROFILTRO 0.25 0.24 0.24 0.25 0.24 0.24

AIRE TRANSPORTE DE CARBÓN 0.24 0.23 0.24 0.23 0.23 0.23

AIRE PRIMARIO 0.23 0.23 0.23 0.23 0.23 0.23



GASES DE SALIDA DE TORRE 0.23 0.23 0.23 0.23 0.23 0.23

AGUA DE HARINA 1.01 1.01 1.01 1.01 1.00 1.01

AGUA DE CARBÓN 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

VAPOR DE AGUA 0.45 0.45 0.45 0.45 0.45 0.45 COMPOSICIÓN (%) 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO

CaO 65.69% 65.41% 66.05% 65.50% 65.90% 65.71%

SiO2 21.61% 21.17% 20.85% 20.97% 20.82% 21.08%

Al2O3 4.59% 4.83% 4.74% 4.82% 4.92% 4.78%

Fe2O3 4.15% 3.94% 3.78% 4.10% 4.09% 4.01%

MgO 2.47% 2.42% 2.49% 2.71% 2.44% 2.51%

CaO 43.22% 42.94% 43.21% 42.90% 43.26% 43.11%

SiO2 12.72% 12.38% 12.21% 12.22% 11.99% 12.30%

Al2O3 3.08% 3.20% 2.97% 3.18% 3.34% 3.16%

Fe2O3 2.58% 2.57% 2.47% 2.57% 2.63% 2.57%

MgO 1.76% 1.61% 1.71% 1.85% 1.64% 1.71%

C 68.60% 68.60% 68.60% 68.60% 68.60% 68.60%

O2 7.19% 7.19% 7.19% 7.19% 7.19% 7.19%

N2 1.59% 1.59% 1.59% 1.59% 1.59% 1.59%

H 4.39% 4.39% 4.39% 4.39% 4.39% 4.39%

S 1.11% 1.11% 1.11% 1.11% 1.11% 1.11%

Ceniza 17.12% 17.12% 17.12% 17.12% 17.12% 17.12%

O2 21.00% 21.00% 21.00% 21.00% 21.00% 21.00%

N2 79.00% 79.00% 79.00% 79.00% 79.00% 79.00%

O2 0.08% 0.06% 0.06% 0.06% 0.08% 0.07%

N2 0.61% 0.61% 0.59% 0.60% 0.59% 0.60%

CO2 0.20% 0.23% 0.25% 0.24% 0.23% 0.23%

H2O 0.10% 0.10% 0.10% 0.10% 0.10% 0.10%

CL

INK

ER

H

AR

INA

CA

RB

ÓN

A

IRE

GA

SE

S

CARACTERISTICAS DE FLUJO 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO

CARBÓN HUMEDO (TPD) 234.1 226.5 210.4 220.4 252.8 228.8

FACTOR DE PERDIDAS (%) 9.4% 8.5% 8.5% 7.6% 7.6% 8.3%

HUMEDAD (%) 0.9% 0.7% 0.9% 1.1% 0.7% 0.9%

PCI (Kcal/Kgcár) 6426.0 6536.0 6518.0 6475.0 6501.0 6491.2

HUMEDAD (%) 0.1% 0.1% 0.2% 0.2% 0.7% 0.3%

PERDIDAS AL FUEGO (%) 36.1% 36.1% 36.7% 36.0% 36.4% 36.2%

POLVO HUMEDAD (%) 0.1% 0.1% 0.1% 0.0% 0.5% 0.2%

CA

RB

ÓN

HARINA

DENSIDAD REAL (Kg/m3) 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO


AIRE TRANSPORTE CARBÓN A QUEMADOR 1.52 1.52 1.23 1.56 1.58 1.48


AIRE PRIMARIO 1.16 1.16 1.21 1.18 1.18 1.18




68

Tabla 4b. Resultados del balance de masa y energía del sistema

BALANCE DE MASA (Kg/Kgclk) 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO REFERENCIA

HARINA 1.61 1.61 1.61 1.61 1.61 1.61 1.67

CARBÓN 0.12 0.13 0.13 0.14 0.14 0.13 0.12

AIRE DE ENFRIAMIENTO 3.27 3.23 3.30 3.33 3.27 3.28 2.30

AIRE PRIMARIO 0.10 0.12 0.12 0.10 0.11 0.11 -

AIRE TRANSPORTE CARBÓN 0.10 0.11 0.10 0.10 0.11 0.10 -

AIRE FALSO 0.24 0.35 0.26 0.21 0.66 0.34 -

AGUA DE CARBÓN 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

AGUA DE HARINA 0.00 0.00 0.00 0.00 0.01 0.00 0.00

TOTAL 5.5 5.6 5.5 5.5 5.9 5.6 4.1

CLINKER 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

POLVO DE ELECTROFILTRO 0.13 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14 0.04

GASES DE SALIDA DE TORRE 3.10 3.06 3.06 3.28 3.46 3.19 2.09

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 1.22 1.35 1.32 1.07 1.30 1.25 0.94

VAPOR DE AGUA DE HARINA 0.00 0.00 0.00 0.00 0.01 0.00 0.00

VAPOR DE AGUA DE CARBÓN 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

TOTAL 5.5 5.6 5.5 5.5 5.9 5.6 4.1

EN

TR

AD

AS

SA

LID

AS

BALANCE DE MASA (%) 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO REFERENCIA

HARINA 29.5% 29.0% 29.2% 29.3% 27.2% 28.8% 40.7%

CARBÓN 2.3% 2.3% 2.4% 2.6% 2.4% 2.4% 2.8%

AIRE DE ENFRIAMIENTO 60.0% 58.3% 59.8% 60.5% 55.3% 58.7% 56.2%

AIRE PRIMARIO 1.9% 2.1% 2.1% 1.8% 1.9% 2.0% -

AIRE TRANSPORTE CARBÓN 1.8% 1.9% 1.8% 1.9% 1.9% 1.9% -

AIRE FALSO 4.4% 6.4% 4.6% 3.8% 11.1% 6.2% -

AGUA DE CARBÓN 0.0% 0.0% 0.0% 0.0% 0.0% 0.0% 0.1%

AGUA DE HARINA 0.0% 0.0% 0.0% 0.1% 0.2% 0.1% 0.1%

TOTAL 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100%

CLINKER 18.3% 18.0% 18.1% 18.2% 16.9% 17.9% 24.5%

POLVO DE ELECTROFILTRO 2.4% 2.5% 2.5% 2.5% 2.3% 2.4% 1.0%

GASES DE SALIDA DE TORRE 56.9% 55.2% 55.4% 59.7% 58.5% 57.2% 51.3%

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 22.3% 24.3% 23.9% 19.5% 22.0% 22.4% 23.0%

VAPOR DE AGUA DE HARINA 0.0% 0.0% 0.0% 0.1% 0.2% 0.1% 0.1%

VAPOR DE AGUA DE CARBÓN 0.0% 0.0% 0.0% 0.0% 0.0% 0.0% 0.1%

TOTAL 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100%

SA

LID

AS

EN

TR

AD

AS



69

BALANCE DE ENERGÍA (Kcal/Kgclk) 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO REFERENCIA

HARINA 30.7 33.4 35.0 34.2 30.2 32.7 17.2

CARBÓN 2.5 2.3 2.6 2.6 2.5 2.5 1.7


AIRE PRIMARIO 1.2 1.3 0.9 1.0 1.1 1.1 -

AIRE TRANSPORTE CARBÓN 1.9 2.0 1.8 1.9 1.9 1.9 -

AIRE FALSO 1.8 2.6 1.8 1.5 4.9 2.5 -

AGUA DE CARBÓN 0.1 0.1 0.1 0.1 0.1 0.1 2.3

AGUA DE HARINA 0.1 0.2 0.2 0.3 0.9 0.3 2.3

CALOR DE COMBUSTIÓN 790.4 825.7 864.2 920.3 909.5 862.0 840.5

TOTAL 853.0 891.1 929.6 984.2 978.0 927.2 880.4

FORMACIÓN DE CLINKER 415.2 415.6 422.5 419.0 421.3 418.7 428.7

CLINKER 27.3 19.2 19.2 19.2 27.3 22.4 20.5

POLVO DE RECHAZO 4.4 5.9 5.6 6.1 3.6 5.1 2.6

GASES SALIDA TORRE 214.5 230.8 258.0 248.7 256.1 241.6 168.6

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 69.7 74.4 90.4 96.6 109.5 88.1 49.4

VAPOR DE HARINA 1.1 1.6 1.8 2.1 7.9 2.9 3.1

VAPOR DE CARBÓN 0.8 0.7 0.9 1.1 0.7 0.8 3.1

RADIACIÓN HORNO 59.0 38.4 50.0 50.8 50.1 49.6 92.2

RADIACIÓN TORRE 15.6 28.9 18.8 25.4 28.2 23.4 1.7

RADIACIÓN ENFRIADOR 1.3 1.1 1.6 1.3 0.5 1.2 1.0

CONVECCIÓN HORNO 31.4 25.0 30.6 30.3 29.5 29.3 40.8

CONVECCIÓN TORRE 9.3 16.0 11.2 14.4 15.4 13.3 1.2

CONVECCIÓN ENFRIADOR 0.9 0.8 1.2 0.9 0.4 0.8 2.1

OTRAS PERDIDAS 2.5 33.0 17.7 68.3 27.4 29.8 65.2

TOTAL 853.0 891.1 929.6 984.2 978.0 927.2 880.4

EN

TR

AD

AS

SA

LID

AS

BALANCE DE ENERGÍA (%) 16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO REFERENCIA

HARINA 3.6% 3.8% 3.8% 3.5% 3.1% 3.5% 2.0%

CARBÓN 0.3% 0.3% 0.3% 0.3% 0.3% 0.3% 0.2%

AIRE DE ENFRIAMIENTO 2.9% 2.7% 2.5% 2.3% 2.8% 2.6% 1.9%

AIRE PRIMARIO 0.1% 0.1% 0.1% 0.1% 0.1% 0.1% -

AIRE TRANSPORTE CARBÓN 0.2% 0.2% 0.2% 0.2% 0.2% 0.2% -

AIRE FALSO 0.2% 0.3% 0.2% 0.1% 0.5% 0.3% -

AGUA DE CARBÓN 0.0% 0.0% 0.0% 0.0% 0.0% 0.0% 0.3%

AGUA DE HARINA 0.0% 0.0% 0.0% 0.0% 0.1% 0.0% 0.3%

CALOR DE COMBUSTIÓN 92.7% 92.7% 93.0% 93.5% 93.0% 93.0% 95.5%

TOTAL 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100%

FORMACIÓN DE CLINKER 48.7% 46.6% 45.4% 42.6% 43.1% 45.2% 48.7%

CLINKER 3.2% 2.1% 2.1% 1.9% 2.8% 2.4% 2.3%

POLVO DE RECHAZO 0.5% 0.7% 0.6% 0.6% 0.4% 0.6% 0.3%

GASES SALIDA TORRE 25.1% 25.9% 27.8% 25.3% 26.2% 26.1% 19.2%

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 8.2% 8.3% 9.7% 9.8% 11.2% 9.5% 5.6%

VAPOR DE HARINA 0.1% 0.2% 0.2% 0.2% 0.8% 0.3% 0.4%

VAPOR DE CARBÓN 0.1% 0.1% 0.1% 0.1% 0.1% 0.1% 0.4%

RADIACIÓN HORNO 6.9% 4.3% 5.4% 5.2% 5.1% 5.4% 10.5%

RADIACIÓN TORRE 1.8% 3.2% 2.0% 2.6% 2.9% 2.5% 0.2%

RADIACIÓN ENFRIADOR 0.2% 0.1% 0.2% 0.1% 0.1% 0.1% 0.1%

CONVECCIÓN HORNO 3.7% 2.8% 3.3% 3.1% 3.0% 3.2% 4.6%

CONVECCIÓN TORRE 1.1% 1.8% 1.2% 1.5% 1.6% 1.4% 0.1%

CONVECCIÓN ENFRIADOR 0.1% 0.1% 0.1% 0.1% 0.0% 0.1% 0.2%

OTRAS PERDIDAS 0.3% 3.7% 1.9% 6.9% 2.8% 3.2% 7.4%

TOTAL 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100%

EN

TR

AD

AS

SA

LID

AS



70

Tabla 4c. Enfriador

16/09/2008 30/12/2008 08/01/2009 15/01/2009 21/01/2009 PROMEDIO REFERENCIA

CLINKER 68.9 65.0 64.4 65.9 65.6 66.0 75.7


TOTAL 294.4 275.4 277.1 285.1 279.9 282.4 289.9

CLINKER 68.9 65.0 64.4 65.9 65.6 66.0 75.7

AIRE DE ESCAPE DEL ENFRIADOR 83.8 87.6 85.1 70.7 85.4 82.5 108.9

AIRE SECUNDARIO 141.7 122.7 127.6 148.4 128.8 133.9 105.3

TOTAL 294.4 275.4 277.1 285.1 279.9 282.4 289.9


CLINKER 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00


TOTAL 4.27 4.23 4.30 4.33 4.27 4.28 3.83

CLINKER 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00


AIRE SECUNDARIO 2.06 1.89 1.98 2.25 1.96 2.03 1.39

TOTAL 4.27 4.23 4.30 4.33 4.27 4.28 3.83


CLINKER 285.0 285.0 285.0 285.0 285.1 285.1 317.5


TOTAL 309.4 308.7 307.9 307.5 312.1 309.1 327.8

CLINKER 27.3 19.2 19.2 19.2 27.3 22.4 31.2


AIRE SECUNDARIO 210.2 213.3 195.6 189.5 174.4 196.6 215.5

RADIACIÓN Y CONVECCIÓN 2.3 1.8 2.8 2.2 0.9 2.0 3.0

TOTAL 309.4 308.7 307.9 307.5 312.1 309.1 327.8


63% 58% 60% 68% 60% 62% 49%

37% 42% 40% 32% 40% 38% 51%

0.59 0.71 0.67 0.48 0.66 0.62 1.03


1164 1337 1035 1100 910 1109 -

285.0 285.0 285.0 285.0 285.1 285.1 317.5

210.2 213.3 195.6 189.5 174.4 196.6 215.5

73.7% 74.8% 68.6% 66.5% 61.2% 69.0% 67.9%

ENTRADAS

SALIDAS

BALANCE DE MASA, (TPH)

BALANCE DE ENERGÍA, (Kcal/Kgclk)

DISTRIBUCIÓN DE AIRE EN EL ENFRIADOR, (%)

ENTRADAS

SALIDAS

ENERGÍA RECUPERADA, (Kcal/Kgclk)

ENERGÍA DE CLINKER A LA DESCARGA, (Kcal/Kgclk)

RELACIÓN AIRE SEC/AIRE DE ESCAPE

EFICIENCIA DEL ENFRIADOR

EFICIENCÍA , (%)

BALANCE DE MASA, (Kg/Kgclk)

ENTRADAS

SALIDAS

AIRE SECUNDARIO

AIRE DE ESCAPE DEL ENFRIADOR

TEMPERATURA DE AIRE SECUNDARIO, (°C)



71

ANEXO 5: Resultados De Los Balances De Masa Y Energía En La Línea 2.

Tabla 5a. Características de los flujos FLUJOS VOLUMETRICOS NORMALES (NM

3/min) 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO

AIRE TRANSPORTE CARBÓN A TORRE 35 36 34 34 35

AIRE TRANSPORTE CARBÓN AL QUEMADOR 35 33 36 32 34

AIRE DE ENFRIAMIENTO 2522 2522 2612 2462 2529

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 1377 1737 1416 1551 1520

AIRE TERCIARIO 508 508 616 641 568

AIRE PRIMARIO 79 78 78 78 79

GASES DE SALIDA DE TORRE MEDIDOS 2466 - - 2568 2517

GASES DE SALIDA DE TORRE CALCULADOS 1838 1589 1609 1287 1581

FLUJOS VOLUMETRICOS REALES (M3/h) 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO


AIRE TRANSPORTE CARBÓN A QUEMADOR 1964 1916 2171 1902 1988

AIRE DE ENFRIAMIENTO 173918 174388 179717 172135 175040


AIRE TERCIARIO 142080 141352 172800 168094 156081

AIRE PRIMARIO 5460 5427 5585 4578 5263

GASES DE SALIDA DE TORRE MEDIDOS 326366 - - 324710 325538

GASES DE SALIDA DE TORRE CALCULADOS 243315 209341 211266 162724 206661

FLUJOS MÁSICOS (TPH) 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO

CLINKER 84.2 84.7 83.5 80.6 83.2

HARINA 133.0 133.8 131.9 127.3 131.5

CARBÓN 10.8 10.1 10.2 10.2 10.3

POLVO ELECTROFILTRO 8.3 8.3 8.3 8.3 8.3

AIRE TRANSPORTE CARBÓN A TORRE 2.7 2.8 2.6 2.7 2.7

AIRE TRANSPORTE CARBÓN A QUEMADOR 2.7 2.6 2.8 2.5 2.6

AIRE DE ENFRIAMIENTO 195.6 195.7 202.7 191.0 196.2

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 106.8 134.8 109.8 120.3 117.9

AIRE TERCIARIO 39.4 39.4 47.8 49.7 44.1

AIRE PRIMARIO 6.2 6.1 6.1 5.1 5.9

GASES DE SALIDA DE TORRE MEDIDOS 212.7 - - 221.0 216.8

GASES DE SALIDA DE TORRE CALCULADOS 203.9 182.7 184.3 154.1 181.3

AGUA DE HARINA 0.1 0.1 0.1 0.0 0.0

AGUA DE CARBÓN 0.1 0.1 0.1 0.1 0.1

AGUA DE COMBUSTIÓN 4.3 4.0 4.0 4.0 4.1



72

TEMPERATURAS (°C) 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO

AMBIENTE 30 32 31 32 31

CLINKER A LA ENTRADA DEL ENFRIADOR 1324 1324 1324 1324 1324

CLINKER A LA DESCARGA DEL ENFRIADOR 105 105 105 105 105

HARINA 80 79 77 79 79

CARBÓN 56 57 57 56 57

POLVO ELECTROFILTRO 110 110 124 93 109


AIRE TRANSPORTE CARBÓN AL QUEMADOR 74 79 85 86 81

AIRE ENFRIAM. VENTILADOR K11 28 28 28 32 29









AIRE TERCIARIO 945 946 957 877 931

AIRE PRIMARIO 29 31 40 31 33

GASES DE SALIDA DE TORRE 338 335 331 309 328 CALORES ESPECIFICOS (Kcal/Kg-K) 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO

CLINKER A LA ENTRADA DEL ENFRIADOR 0.25 0.25 0.25 0.25 0.25

CLINKER A LA DESCARGA DEL ENFRIADOR 0.15 0.15 0.15 0.15 0.15

HARINA 0.24 0.24 0.24 0.24 0.24

CARBÓN 0.30 0.30 0.30 0.30 0.30

POLVO ELECTROFILTRO 0.24 0.24 0.24 0.24 0.24

AIRE TRANSPORTE DE CARBÓN 0.23 0.23 0.23 0.23 0.23

AIRE PRIMARIO 0.23 0.23 0.23 0.23 0.23

AIRE DE ENFRIAMIENTO 0.23 0.23 0.23 0.23 0.23


AIRE TERCIARIO 0.27 0.27 0.27 0.27 0.27

GASES DE SALIDA DE TORRE 0.25 0.25 0.25 0.25 0.25

AGUA DE HARINA 1.01 1.00 1.00 1.00 1.00

AGUA DE CARBÓN 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

VAPOR DE AGUA 0.45 0.45 0.45 0.45 0.45



73

COMPOSICIÓN (%) 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO

CaO 65.9% 66.1% 66.1% 66.0% 66.0%

SiO2 20.9% 20.8% 21.1% 21.1% 21.0%

Al2O3 4.59% 4.46% 4.32% 4.57% 4.48%

Fe2O3 3.77% 3.65% 3.79% 3.79% 3.75%

MgO 2.16% 2.32% 2.21% 2.60% 2.32%

CaO 43.4% 43.3% 43.6% 43.4% 43.4%

SiO2 12.3% 12.5% 12.9% 12.4% 12.5%

Al2O3 2.97% 2.84% 2.69% 3.09% 2.90%

Fe2O3 2.42% 2.37% 2.42% 2.46% 2.41%

MgO 1.42% 1.58% 1.44% 1.79% 1.56%

C 68.6% 68.6% 68.6% 68.6% 68.6%

O2 7.19% 7.19% 7.19% 7.19% 7.19%

N2 1.59% 1.59% 1.59% 1.59% 1.59%

H 4.39% 4.39% 4.39% 4.39% 4.39%

S 1.11% 1.11% 1.11% 1.11% 1.11%

Ceniza 17.12% 17.12% 17.12% 17.12% 17.12%

O2 29.0% 29.0% 29.0% 29.0% 29.0%

N2 71.0% 71.0% 71.0% 71.0% 71.0%

O2 0.05% 0.04% 0.04% 0.01% 0.03%

N2 0.67% 0.67% 0.67% 0.71% 0.68%

CO2 0.26% 0.27% 0.27% 0.27% 0.27%

H2O 0.02% 0.02% 0.02% 0.02% 0.02%

AIR

EG

AS

ES

TO

RR

EC

LIN

KE

R

HA

RIN

AC

AR

BÓ

N

CARACTERISTICAS DE FLUJO 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO

CARBÓN HUMEDO (TPD) 297.4 280.6 283.3 280.5 285.5

FACTOR DE PERDIDAS (%) 5.52% 7.13% 6.64% 7.27% 6.64%

HUMEDAD (%) 0.90% 1.24% 1.07% 0.73% 0.99%

PCI (Kcal/Kgcár) 6393.7 6696.0 6708.0 6478.0 6568.9

HUMEDAD (%) 0.04% 0.04% 0.04% 0.02% 0.04%

PERDIDAS AL FUEGO (%) 36.0% 36.1% 36.1% 35.9% 36.0%

POLVO HUMEDAD (%) 0.08% 0.02% 0.02% 0.03% 0.04%

CA

RB

ÓN

HARINA

DENSIDAD REAL (Kg/m3) 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO

AIRE TRANSPORTE CARBÓN A TORRE 1.33 1.34 1.29 1.29 1.31

AIRE TRANSPORTE CARBÓN A QUEMADOR 1.38 1.36 1.29 1.31 1.33


AIRE TERCIARIO 0.28 0.28 0.28 0.30 0.28

AIRE PRIMARIO 1.13 1.12 1.09 1.12 1.11

GASES DE SALIDA DE TORRE 0.65 0.66 0.66 0.68 0.66



74

Tabla 5b. Resultados del balance de masa y energía del sistema.

BALANCE DE MASA (Kg/Kgclk) 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO REFERENCIA

HARINA 1.580 1.580 1.580 1.580 1.580 1.7

CARBÓN 0.128 0.119 0.123 0.126 0.124 0.1


AIRE PRIMARIO 0.073 0.072 0.073 0.063 0.070 -

AIRE TRANSPORTE CARBÓN 0.065 0.063 0.065 0.064 0.064 -

AIRE FALSO 0.725 0.701 0.354 0.305 0.521 -

AGUA DE CARBÓN 0.001 0.001 0.001 0.001 0.001 0.0

AGUA DE HARINA 0.001 0.001 0.001 0.000 0.001 0.0

TOTAL 4.897 4.847 4.624 4.511 4.720 4.1

CLINKER 1.000 1.000 1.000 1.000 1.000 1.0

POLVO DE ELECTROFILTRO 0.098 0.098 0.099 0.103 0.100 0.0



VAPOR DE CARBÓN 0.001 0.001 0.001 0.000 0.001 0.0

VAPOR DE HARINA 0.001 0.001 0.001 0.001 0.001 0.0

TOTAL 4.897 4.847 4.624 4.511 4.720 4.1

EN

TR

AD

AS

SA

LID

AS

BALANCE DE MASA (%) 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO REFERENCIA

HARINA 32.27% 32.59% 34.17% 35.03% 33.51% 40.7%

CARBÓN 2.61% 2.46% 2.65% 2.80% 2.63% 2.8%

AIRE DE ENFRIAMIENTO 47.46% 47.65% 52.49% 52.56% 50.04% 56.2%

AIRE PRIMARIO 1.49% 1.48% 1.57% 1.41% 1.49% -

AIRE TRANSPORTE CARBÓN 1.32% 1.31% 1.40% 1.42% 1.36% -

AIRE FALSO 14.81% 14.46% 7.67% 6.76% 10.92% -

AGUA DE CARBÓN 0.02% 0.03% 0.03% 0.02% 0.03% 0.1%

AGUA DE HARINA 0.01% 0.01% 0.01% 0.01% 0.01% 0.1%

TOTAL 100% 100% 100% 100% 100% 100%

CLINKER 20.42% 20.63% 21.63% 22.17% 21.21% 24.5%

POLVO DE ELECTROFILTRO 2.01% 2.02% 2.14% 2.28% 2.11% 1.0%

GASES DE SALIDA DE TORRE 51.61% 44.49% 47.74% 42.41% 46.56% 51.3%

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 25.92% 32.82% 28.45% 33.11% 30.08% 23.0%

VAPOR DE AGUA DE HARINA 0.01% 0.01% 0.01% 0.01% 0.01% 0.1%

VAPOR DE AGUA DE CARBÓN 0.02% 0.03% 0.03% 0.02% 0.03% 0.1%

TOTAL 100% 100% 100% 100% 100.00% 100%

EN

TR

AD

AS

SA

LID

AS



75

BALANCE DE ENERGÍA (Kcal/Kgclk) 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO REFERENCIA

HARINA 29.96 29.54 28.92 29.75 29.54 17.2

CARBÓN 2.12 2.01 2.08 2.09 2.08 1.7


AIRE PRIMARIO 0.49 0.51 0.67 0.46 0.53 -

AIRE TRANSPORTE CARBÓN 1.15 1.18 1.27 1.30 1.22 -

AIRE FALSO 5.03 5.16 2.51 2.26 3.74 -

AGUA DE CARBÓN 0.06 0.08 0.08 0.05 0.07 2.3

AGUA DE HARINA 0.05 0.05 0.05 0.03 0.04 2.3

CALOR DE COMBUSTIÓN 818.06 799.94 822.60 818.24 814.71 840.5

TOTAL 872.0 853.9 873.8 871.9 867.9 880.4

FORMACIÓN DE CLINKER 419.05 421.36 419.27 420.68 420.09 428.7

CLINKER 15.68 15.69 15.69 15.68 15.68 20.5

POLVO DE RECHAZO 2.63 2.57 3.00 2.30 2.62 2.6

GASES SALIDA TORRE 214.63 181.55 183.35 147.93 181.86 168.6


VAPOR DE HARINA 0.45 0.45 0.45 0.22 0.39 3.1

VAPOR DE CARBÓN 0.85 1.09 0.96 0.67 0.89 3.1

RADIACIÓN DE HORNO 29.95 28.08 28.82 36.79 30.91 92.2

RADIACIÓN DE TORRE 16.19 17.12 19.39 24.26 19.24 1.7

RADIACIÓN DE ENFRIADOR 0.54 0.80 1.12 2.16 1.16 1.0

RADIACIÓN DUCTO TERCIARIO 3.07 3.01 3.08 8.27 4.36 -

CONVECCIÓN HORNO 14.86 13.98 14.64 16.89 15.09 40.8

CONVECCIÓN TORRE 9.51 9.49 10.68 13.31 10.75 1.2

CONVECCIÓN ENFRIADOR 0.39 0.56 0.81 1.46 0.80 2.1

CONVECCIÓN DUCTO TERCIARIO 1.96 1.89 1.96 4.48 2.57 -

OTRAS PERDIDAS 19.99 18.56 52.69 49.42 35.16 65.2

TOTAL 872.0 853.9 873.8 871.9 867.9 880.4

EN

TR

AD

AS

SA

LID

AS

BALANCE DE ENERGÍA (%) 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO REFERENCIA

HARINA 3.44% 3.46% 3.31% 3.41% 3.40% 2.0%

CARBÓN 0.24% 0.24% 0.24% 0.24% 0.24% 0.2%

AIRE DE ENFRIAMIENTO 1.73% 1.81% 1.79% 2.03% 1.84% 1.9%

AIRE PRIMARIO 0.06% 0.06% 0.08% 0.05% 0.06% -

AIRE TRANSPORTE CARBÓN 0.13% 0.14% 0.15% 0.15% 0.14% -

AIRE FALSO 0.58% 0.60% 0.29% 0.26% 0.43% -

AGUA DE CARBÓN 0.01% 0.01% 0.01% 0.01% 0.01% 0.3%

AGUA DE HARINA 0.01% 0.01% 0.01% 0.00% 0.01% 0.3%

CALOR DE COMBUSTIÓN 93.82% 93.68% 94.14% 93.85% 93.87% 95.5%

TOTAL 100% 100% 100% 100% 100% 100%

FORMACIÓN DE CLINKER 48.06% 49.34% 47.98% 48.25% 48.41% 48.7%

CLINKER 1.80% 1.84% 1.80% 1.80% 1.81% 2.3%

POLVO DE RECHAZO 0.30% 0.30% 0.34% 0.26% 0.30% 0.3%

GASES SALIDA TORRE 24.61% 21.26% 20.98% 16.97% 20.96% 19.2%

AIRE ESCAPE ENFRIADOR 14.02% 16.13% 13.49% 14.61% 14.56% 5.6%

VAPOR DE HARINA 0.05% 0.05% 0.05% 0.03% 0.05% 0.4%

VAPOR DE CARBÓN 0.10% 0.13% 0.11% 0.08% 0.10% 0.4%

RADIACIÓN DE HORNO 3.43% 3.29% 3.30% 4.22% 3.56% 10.5%

RADIACIÓN DE TORRE 1.86% 2.00% 2.22% 2.78% 2.22% 0.2%

RADIACIÓN DE ENFRIADOR 0.06% 0.09% 0.13% 0.25% 0.13% 0.1%

RADIACIÓN DUCTO TERCIARIO 0.35% 0.35% 0.35% 0.95% 0.50% -

CONVECCIÓN HORNO 1.70% 1.64% 1.68% 1.94% 1.74% 4.6%

CONVECCIÓN TORRE 1.09% 1.11% 1.22% 1.53% 1.24% 0.1%

CONVECCIÓN ENFRIADOR 0.04% 0.07% 0.09% 0.17% 0.09% 0.2%

CONVECCIÓN DUCTO TERCIARIO 0.22% 0.22% 0.22% 0.51% 0.30% -

OTRAS PERDIDAS 2.29% 2.17% 6.03% 5.67% 4.04% 7.4%

TOTAL 100% 100% 100% 100% 100% 100%

SA

LID

AS

EN

TR

AD

AS



76

Tabla 5c. Enfriador 25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO REFERENCIA

CLINKER 84.2 84.7 83.5 80.6 83.2 75.7


TOTAL 279.8 280.4 286.1 271.6 279.5 289.9

CLINKER 84.2 84.7 83.5 80.6 83.2 75.7

AIRE DE ESCAPE DEL ENFRIADOR 106.8 134.8 109.8 120.3 117.9 108.9

AIRE SECUNDARIO 49.4 21.5 45.1 20.9 34.2 34.7

AIRE TERCIARIO 39.4 39.4 47.8 49.7 44.1 70.6

TOTAL 240.3 241.0 238.4 221.8 235.4 289.9

25/11/2008 04/12/2008 10/12/2008 03/02/2009 PROMEDIO REFERENCIA

CLINKER 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00


TOTAL 3.32 3.31 3.43 3.37 3.36 3.83

CLINKER 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00


AIRE SECUNDARIO 0.59 0.25 0.54 0.26 0.41 0.46

AIRE TERCIARIO 0.47 0.47 0.57 0.62 0.53 0.93

TOTAL 2.86 2.84 2.86 2.75 2.83 3.83


CLINKER 328.9 328.9 328.9 328.9 328.9 317.5


TOTAL 343.9 344.3 344.5 346.6 344.8 327.8

CLINKER 15.7 15.7 15.7 15.7 15.7 31.2


AIRE SECUNDARIO 84.9 70.1 60.2 54.2 67.4 71.1

AIRE TERCIARIO 120.2 119.5 148.8 145.7 133.5 144.4

RADIACIÓN Y CONVECCIÓN 0.9 1.4 1.9 3.6 2.0 3.0

TOTAL 343.9 344.3 344.5 346.6 344.8 327.8


AIRE SECUNDARIO 25% 11% 22% 11% 17% 15%

AIRE TERCIARIO 20% 20% 24% 26% 22% 23%

AIRE DE ESCAPE DEL ENFRIADOR 55% 69% 54% 63% 60% 62%


TEMPERATURA DE AIRE SECUNDARIO, (°C) 1154 1189 1140 1154 1159 -

ENERGÍA DE CLINKER A LA DESCARGA, (Kcal/Kgclk) 329 329 329 329 329 318

ENERGÍA RECUPERADA, (Kcal/Kg clk) 205 190 209 200 201 71

EFICIENCÍA , (%) 62.4 57.6 63.6 60.8 61.1 67.9

BALANCE DE MASA, (Kg/Kgclk)

ENTRADAS

SALIDAS

ENTRADAS

SALIDAS

BALANCE DE MASA, (TPH)

BALANCE DE ENERGÍA, (Kcal/Kgclk)

DISTRIBUCIÓN DE AIRE EN EL ENFRIADOR, (%)

ENTRADAS

SALIDAS

EFICIENCIA DEL ENFRIADOR

Documents

Analisis Calorico de Produccion de Clinker de Cemento Mediante Balances de Masa y Energia