Preguntas de entrevista para Ingeniero Químico

Respuesta modelo

Trabajé cuatro años como ingeniero de proceso en una unidad de oxidación de 180.000 t/año en régimen continuo, dentro de un establecimiento de nivel superior según el RD 840/2015. Éramos dos ingenieros de proceso para tres áreas y yo llevaba el tren de separación y el sistema de vapor. Mi papel diario era vigilar los indicadores de la unidad (rendimiento, consumo específico de vapor, pureza en cabezas y horas de parada no programada), diagnosticar desviaciones con los datos de PI System y proponer los cambios. En paradas asumía la coordinación técnica de mi área: lista de trabajos, especificación de los equipos a intervenir y las pruebas de arranque. No firmaba la producción, eso era del jefe de turno, pero sí era responsable de que cualquier modificación pasase por gestión del cambio antes de tocarse.

Respuesta modelo

El rediseño del tren de destilación de la unidad de disolventes. Partimos de un consumo de vapor de 1,42 t por tonelada de producto, muy por encima del diseño. Construí un modelo en Aspen Plus y lo validé contra tres campañas de datos de planta hasta cerrar el balance con menos de un 2 % de desviación; el modelo mostró que dos columnas trabajaban muy por encima del reflujo necesario porque compensábamos una eficiencia de plato baja. Propuse sustituir platos por relleno estructurado en esas dos columnas y reajustar consignas. La inversión fue de 1,2 M€ y el resultado, medido durante seis meses con el mismo producto y la misma carga, fue un 14 % menos de vapor, unas 9.800 t al año, con la pureza de cabezas intacta en el 99,7 %. El retorno real salió en 19 meses frente a los 22 estimados.

Respuesta modelo

A través de la gestión del cambio, y sin atajos aunque el cambio parezca menor. Lo primero es clasificar la modificación: si es un cambio de consigna dentro de la ventana operativa validada, se documenta y se comunica a turnos; si toca equipos, materiales, inventario o condiciones límite, arranca el procedimiento completo. Ahí reviso el impacto sobre el balance, sobre el sistema de alivio (un aumento de carga puede invalidar el dimensionado de una válvula de seguridad), sobre la clasificación de zonas ATEX, sobre el inventario de sustancias peligrosas por si afecta al umbral Seveso y sobre las condiciones de la Autorización Ambiental Integrada. Después convocamos un HAZOP de revisión, aunque sea de un solo nodo, con operación, mantenimiento e instrumentación. Solo cuando las acciones están cerradas y los procedimientos e instrucciones actualizados se autoriza el arranque, y siempre con un periodo de vigilancia reforzada.

Respuesta modelo

Tuvimos una disparada de temperatura en un reactor discontinuo durante una dosificación. El operador detectó que la temperatura subía más rápido de lo habitual y paró la adición según procedimiento; el sistema de refrigeración de emergencia entró y el lote se estabilizó sin llegar a la temperatura de descomposición. En el análisis de causas encontramos que un lote de materia prima venía con un 3 % más de contenido activo y que la instrucción no obligaba a corregir el caudal de dosificación por título del reactivo. Cambiamos tres cosas: la instrucción, con corrección obligatoria por análisis de entrada; una alarma de gradiente de temperatura en el sistema de control, no solo de valor absoluto; y la especificación de compra, con una banda más estrecha. Lo que aprendí es que la desviación no estaba en la planta sino en la interfaz con compras, y que las alarmas por tendencia detectan antes que las alarmas por umbral.

Respuesta modelo

Con la regla de no proponer nada sin haber estado antes en el campo. Cuando llego con una idea de cambio de consigna, primero la contrasto con los cuatro turnos, porque cada uno tiene una manera de llevar la unidad y ahí aparecen restricciones que el modelo no ve: una bomba que cavita a bajo caudal, un filtro que se colmata los lunes, una válvula que no cierra bien. Después escribo el cambio en lenguaje de operación, con la consigna, los límites y qué hacer si se sale de ellos, y me quedo en el arranque del primer turno que lo aplica. Y cuando el resultado es bueno, lo devuelvo con números al equipo, porque si el turno no ve el efecto de lo que ha hecho, el cambio se revierte en dos semanas.

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Por dos razones muy concretas. La primera es el tipo de proceso: vengo de separación en continuo y aquí el reto está en la integración energética de la unidad nueva, que es exactamente donde quiero seguir desarrollándome; he visto que han anunciado un proyecto de recuperación de calor y electrificación de vapor, y esa es la línea de trabajo que más me interesa ahora mismo. La segunda es el entorno: se trata de un emplazamiento con clasificación Seveso de nivel superior y con un sistema de gestión de seguridad de proceso maduro, y prefiero trabajar donde la disciplina técnica está asentada. También pesa que la planta esté en un polo químico, porque la interacción con las plantas vecinas en materia de emergencias y de servicios genera un aprendizaje que no se tiene en una fábrica aislada.

Respuesta modelo

En tres frentes. El normativo, revisando el BOE y las circulares de la Comunidad Autónoma en lo que afecta a APQ, equipos a presión, ATEX y residuos, y siguiendo la publicación de conclusiones MTD de los BREF de mi sector, porque marcan la agenda de inversión de los próximos años. El técnico, con la literatura de proceso y con los materiales de AspenTech y de asociaciones sectoriales; también sigo los informes de investigación de accidentes, que son la mejor formación en seguridad de proceso que existe. Y el práctico, que es el que más me aporta: participar en HAZOP de unidades que no son la mía. En cada estudio de un compañero aprendo modos de fallo que no había visto.

Respuesta modelo

Mi objetivo a medio plazo es responsable de proceso de una unidad completa, y a partir de ahí me interesa más la línea de producción que la de ingeniería de proyectos, porque me atrae la responsabilidad sobre el resultado diario de la planta y sobre el equipo de turno. Antes de eso quiero cerrar dos huecos: una parada general liderada de principio a fin, no solo en mi área, y más recorrido en seguridad funcional, que es donde estoy formándome ahora. Dicho eso, no tengo prisa por dejar la parte técnica: en esta industria el salto a gestión sin base de proceso suficiente se nota enseguida y se convierte en un problema el día que hay que decidir en caliente.

Primero verifico que el problema es real y no de medida: contraste del analizador en línea con laboratorio y revisión de la calibración. Después cierro el balance de materia con la alimentación, la composición y el caudal de destilado y colas, porque un balance que no cierra suele delatar un caudal mal medido o una entrada no contabilizada. A partir de ahí separo dos familias de causas: las hidráulicas y las de separación. En las hidráulicas miro la pérdida de carga por sección, el perfil de temperatura y la relación con el caudal de vapor: una pérdida de carga que crece de forma no lineal apunta a inundación, y una pérdida de carga baja con perfil plano apunta a lloriqueo o a un plato desmontado. En las de separación reviso la relación de reflujo real, la condición térmica de la alimentación, el plato de entrada, la presión de la columna (bajarla mejora la volatilidad relativa en muchos sistemas) y la carga del rehervidor, comprobando si está limitado por ensuciamiento o por presión de vapor. Con el modelo en Aspen Plus reproduzco el estado actual y voy ajustando la eficiencia hasta casar con la planta: si la eficiencia que necesito para casar cae mucho respecto a la histórica, el problema está en el interior de la columna y hay que abrirla en la próxima parada.

El HAZOP es cualitativo y sistemático: se divide la instalación en nodos y se recorren las desviaciones con palabras guía (no, más, menos, inverso, parte de, además de) para identificar causas, consecuencias y salvaguardas existentes. Sirve para descubrir escenarios, no para dimensionarlos. El LOPA es semicuantitativo y se aplica a los escenarios que salen del HAZOP con consecuencia relevante: se estima la frecuencia del suceso iniciador y se multiplican las probabilidades de fallo a la demanda de las capas de protección independientes; si la frecuencia mitigada queda por encima del criterio de tolerabilidad de la compañía, hace falta una capa adicional y de ahí sale el SIL requerido de la función instrumentada de seguridad. La verificación SIL, según IEC 61511, comprueba que el lazo real (sensor, resolvedor lógico y elemento final) alcanza ese SIL: se calcula la PFD media del conjunto con las tasas de fallo, la arquitectura y la tolerancia a fallos de hardware, y se fija el intervalo de las pruebas funcionales. Los tres son fases del mismo ciclo de vida de seguridad, y el error habitual es asignar un SIL en la reunión de HAZOP por intuición, sin el análisis de capas que lo justifique.

Construyo o actualizo el modelo estacionario de la unidad, lo valido contra datos reales y lo llevo al nuevo caudal para ver qué elemento se satura. Reviso, en este orden: hidráulica de columnas (porcentaje de inundación y de lloriqueo), curvas de bombas y NPSH disponible frente al requerido, apertura de las válvulas de control (una válvula al 90 % en el caso base ya es un límite), área y aproximación térmica de los intercambiadores con los factores de ensuciamiento reales, tiempo de residencia y conversión en el reactor, y capacidad de los servicios: vapor, agua de refrigeración, aire de instrumentos y nitrógeno. Después viene la parte que se olvida con frecuencia: el sistema de alivio. Un aumento de carga cambia los caudales de descarga de los escenarios de fallo, así que hay que reverificar el dimensionado de las válvulas de seguridad y la capacidad de la antorcha o del colector. Y por último, el marco legal: más caudal puede significar más inventario, con posible cambio de nivel Seveso, y más emisiones o vertido, lo que obliga a una modificación de la Autorización Ambiental Integrada ante la Comunidad Autónoma. Un debotellamiento que solo mira los equipos y no mira alivios ni autorizaciones acaba parado.

En el dimensionado parto de la carga térmica del balance, calculo la diferencia media logarítmica de temperaturas con su factor de corrección según la configuración de pasos y estimo el coeficiente global para obtener un área de partida. Ese primer número solo sirve para presupuestar; lo importante es la verificación posterior, que hago en Aspen EDR o equivalente: coeficientes película en ambos lados, pérdidas de carga dentro del margen disponible, velocidades en tubos entre unos 1 y 3 m/s para no ensuciar ni erosionar, disposición y corte de pantallas, factores de ensuciamiento realistas para el fluido, y comprobación de vibración inducida por flujo, que es una causa frecuente de rotura de tubos. Si aparece cruce de temperaturas, un solo cuerpo 1-2 no sirve y hay que ir a varias carcasas en serie o a configuración a contracorriente pura. Y en paralelo decido el tipo TEMA en función de la limpieza necesaria (un haz extraíble si el lado carcasa ensucia) y el material según la corrosión esperada. Como equipo a presión, queda sujeto al RD 809/2021 en cuanto a su documentación e inspecciones periódicas.

La clasificación identifica dónde puede formarse una atmósfera explosiva y con qué frecuencia. Se parte de las fuentes de escape y de su grado (continuo, primario o secundario), se calcula el caudal de escape y, con la ventilación disponible y su disponibilidad, se determina el tipo y la extensión de la zona: 0, 1 y 2 para gases y vapores, y 20, 21 y 22 para polvos combustibles. Para ello hacen falta datos de la sustancia: límite inferior de explosividad, temperatura de autoignición, grupo y clase de temperatura, y en polvos la energía mínima de ignición y la clase de explosividad. De la zona se derivan las categorías de equipo admisibles y los modos de protección aceptables. Todo esto se recoge en el documento de protección contra explosiones exigido por el RD 681/2003, que además incluye la evaluación del riesgo, las medidas organizativas, el plano de zonas, el inventario de equipos y la coordinación con las empresas que trabajan en el emplazamiento; los equipos que se instalan deben cumplir el RD 144/2016. En la práctica, el mayor foco de no conformidades no está en el documento sino en el mantenimiento: reparaciones que rompen el modo de protección y equipos portátiles que entran en zona sin la certificación adecuada.

El cambio más importante es que la relación entre superficie de intercambio y volumen cae al aumentar la escala, así que un proceso exotérmico que en el matraz se controla solo puede volverse incontrolable en el reactor. Por eso el escalado empieza en calorimetría de reacción: calor total liberado, temperatura máxima de la síntesis en caso de fallo de refrigeración, temperatura de inicio de descomposición y tiempo hasta la velocidad máxima en condiciones adiabáticas; con esos datos se sitúa el proceso en una clase de criticidad y se decide si es aceptable, si hay que dosificar más lento, diluir, cambiar el disolvente o instalar una parada de emergencia. Después vienen la agitación (potencia por unidad de volumen, velocidad de punta de pala y tiempo de mezcla, según si el proceso está limitado por micromezcla, por suspensión de sólidos o por transferencia gas-líquido), el tiempo de dosificación, la capacidad real de refrigeración del reactor a la temperatura de trabajo, y las operaciones de separación aguas abajo, donde filtración, lavado y secado se comportan de forma muy distinta a escala. Por último, todo lo que no aparece en el laboratorio: limpieza entre lotes, trazas de un lote a otro, gestión de aguas madres y el tratamiento del disolvente recuperado.

Es una herramienta de integración energética. Se listan todas las corrientes calientes y frías con su caudal calorífico y sus temperaturas de entrada y salida, se construyen las curvas compuestas y, fijando una diferencia mínima de temperatura, aparece el punto de pinch y los objetivos mínimos de servicio caliente y frío antes de diseñar ninguna red. Esos objetivos dicen cuánto ahorro es posible como máximo, lo que evita invertir en un intercambiador que no acerca a la planta al óptimo. Las tres reglas prácticas son no transferir calor a través del pinch, no usar servicio frío por encima del pinch y no usar servicio caliente por debajo. La curva compuesta global además ayuda a colocar los servicios: qué nivel de vapor conviene, dónde encaja una bomba de calor y dónde tiene sentido electrificar. En una planta española de proceso este análisis es hoy la base de casi cualquier plan de descarbonización, porque el ahorro de gas natural se traduce directamente en derechos de emisión y en coste.

Sigo el marco de API 520 y 521 e identifico los escenarios creíbles, que típicamente son: bloqueo de la salida con la entrada activa, fallo de una válvula de control en posición abierta, fuego externo en el cubeto, rotura de tubo en un intercambiador cuando hay una diferencia de presión importante entre lados, expansión térmica de líquido en un tramo bloqueado, fallo de servicios (eléctrico, agua de refrigeración, aire de instrumentos) y reacción descontrolada si el recipiente es reactivo. Para cada uno se calcula el caudal de alivio y se dimensiona con el más exigente, teniendo en cuenta la presión de tarado, la sobrepresión admisible de acumulación y la contrapresión, que decide si vale una válvula convencional o hacen falta fuelle equilibrado o piloto. Después hay que verificar la línea de entrada, cuya pérdida de carga no debe superar el criterio habitual para evitar el castañeteo, y la línea de descarga hasta antorcha o a atmósfera en zona segura. Si el fluido es bifásico o hay reacción, el dimensionado cambia y se aplica metodología DIERS. Y todo el conjunto queda dentro del alcance del RD 809/2021 en cuanto a documentación e inspecciones periódicas.

Lo primero es no diagnosticar por teléfono con la unidad subiendo. Pregunto si el procedimiento de emergencia ya está aplicado, y si no lo está, pido que se ejecute: parar la dosificación, máxima refrigeración y, si el procedimiento lo contempla, la parada de emergencia. La seguridad no espera a que llegue el ingeniero. Con la unidad estabilizada, empiezo el diagnóstico con datos: tendencia de temperatura y presión, caudal y temperatura del refrigerante, apertura de válvulas, potencia de agitación y el análisis del lote de materia prima que se estaba usando. Si con el reactor estable el operador puede seguir con una consigna reducida, se lo indico por escrito en el diario de operación, nunca de palabra; si tengo la menor duda, el lote se para y se decide con luz de día. Después, al día siguiente, abro el análisis de causas y la gestión del cambio si hay que modificar algo, porque un incidente cerrado sin acciones documentadas se repite.

El puenteo de una función de seguridad no es una decisión de conveniencia: o está previsto en el procedimiento de anulaciones o no se hace. Reviso qué escenario cubre ese lazo, con qué SIL fue verificado y qué otras capas independientes quedan si se anula. Si el análisis muestra que el riesgo residual sigue por debajo del criterio de tolerabilidad con medidas compensatorias (por ejemplo, vigilancia continua desde campo con instrumento portátil, limitación de carga y una restricción explícita de operaciones), lo propongo por escrito con plazo cerrado, autorización del nivel jerárquico que fija el procedimiento y registro en el sistema de anulaciones. Si no queda protección suficiente, mi recomendación es no arrancar, y la sostengo aunque haya presión de producción. En paralelo busco alternativas reales: un transmisor equivalente de otro almacén del grupo, un préstamo de la planta vecina del polígono o un montaje provisional certificado. La mayoría de las veces la solución técnica aparece cuando se deja de discutir sobre si se puede saltar el procedimiento.

Una acción abierta sin plazo es un riesgo aceptado de facto, pero sin que nadie lo haya aceptado formalmente, y eso es lo que hay que corregir. Vuelvo al escenario y actualizo el análisis con lo que sabemos ahora: si el LOPA sigue dando un hueco de riesgo, lo presento con números, no con adjetivos, comparando el coste de la medida con la frecuencia y la consecuencia del escenario. Casi siempre hay una versión intermedia que sí cabe en presupuesto: una alarma con procedimiento asociado, un aumento de frecuencia de prueba, una restricción de operación o una medida organizativa que reduce el riesgo mientras llega la solución definitiva. Lo que no hago es dejarla cerrada como no aplicable para limpiar la lista. Y si la dirección decide asumir el riesgo, pido que la aceptación quede firmada por quien tiene la competencia para hacerlo, con fecha de revisión.

Doy por supuesto que el que se equivoca es el modelo hasta que demuestre lo contrario, pero antes verifico la instrumentación, porque el tercer culpable habitual es un caudalímetro descalibrado. El orden que sigo es: cierre del balance de materia global y por componentes, comprobación de los instrumentos implicados frente a laboratorio o a un balance redundante, y revisión del modelo termodinámico, que es donde se concentran los errores de bulto: un paquete inadecuado para un sistema con azeótropo o con electrolitos puede dar un resultado bonito y falso. Después miro los supuestos: eficiencias, pérdidas de calor al ambiente, fugas por juntas, caudales de purga no contabilizados. Si tras eso persiste la discrepancia, suele haber un fenómeno físico que el modelo no recoge, como ensuciamiento, canalización en un lecho o una recirculación no prevista, y ahí la respuesta está en el campo, no en el ordenador. Documento la conclusión, porque un modelo validado y con sus limitaciones escritas es un activo para toda la planta.

Primero contener: derivar el efluente a la balsa de emergencia o parar la operación que lo genera si es posible, para que la superación no se prolongue. En paralelo verificar el dato, con contramuestra y contraste del analizador en continuo frente a laboratorio acreditado, porque actuar sobre una medida errónea genera un problema añadido. Después la comunicación: la propia autorización y la normativa fijan la obligación de notificar al órgano competente de la Comunidad Autónoma o al organismo de cuenca, con los plazos y el contenido establecidos, y esa notificación la hace la planta, no se negocia. Luego el análisis de causa (un lote fuera de especificación enviado a depuradora, una purga mal programada, un fallo de dosificación de reactivo en la EDAR) y las medidas correctoras, con su verificación posterior mediante campaña de muestreo reforzada. Y por último la parte que evita la reincidencia: revisar si el procedimiento de vertidos contempla ese escenario y si el operador de la depuradora tiene alarmas útiles. Ocultar una superación no solo es una infracción; además impide corregir la causa.

Parar el trabajo en el momento, sin discutirlo allí mismo. Cualquier persona de la planta tiene autoridad para parar un trabajo inseguro y en parada, con varios equipos solapados y equipos abiertos, esa regla es lo único que sostiene la seguridad. Después identifico el desfase concreto: si el permiso no cubre lo que están haciendo, si falta el aislamiento y el bloqueo, si no se han hecho las mediciones de atmósfera exigidas o si el trabajo en caliente está en una zona que no lo admite. Con eso hablo con el encargado de la contrata y con el coordinador de la parada, se reemite el permiso correcto o se replantea la tarea, y se registra la incidencia en la coordinación de actividades empresariales. Si el mismo equipo reincide, la conversación deja de ser técnica y pasa a la relación contractual. Y me obligo a una pregunta incómoda: si el permiso era impracticable tal como estaba escrito, parte del problema es nuestro y hay que corregir el procedimiento, no solo llamar la atención al que lo incumplió.