Pérdida de Carga en Tuberías Industriales: Cálculo, Tablas e Impacto en el NPSH de Bombas

¿Cuál es la diferencia entre pérdida de carga distribuida y localizada?

La distribuida ocurre a lo largo de la longitud recta por fricción con la pared y depende de longitud, diámetro, velocidad, rugosidad y régimen. La localizada ocurre en codos, válvulas, tés, reducciones, filtros, entradas y salidas y se representa por un coeficiente K. La pérdida total es la suma de las dos.

Para quienes operan bombas industriales, la pérdida de carga pesa en dos puntos: (1) en la succión, reduce el NPSH disponible — si la pérdida es demasiado grande, la bomba cavita; (2) en la descarga, aumenta la altura manométrica total que la bomba debe vencer. En una centrífuga, esto desplaza el punto de operación hacia la izquierda de la curva, y la bomba entrega menos caudal que el proyectado.

En una bomba de desplazamiento positivo, como las de engranajes FBE y FBEI, el caudal se mantiene prácticamente igual y lo que sube es la presión de descarga — por eso el circuito necesita válvula de alivio u otra protección contra sobrepresión.

¿Cuál es la fórmula de la pérdida de carga distribuida?

Darcy-Weisbach calcula Hf = f × (L/D) × v²/(2g), con Hf, L y D en metros, v en m/s y g = 9,81 m/s². El f de la fórmula es el factor de fricción de Darcy, cuatro veces mayor que el factor de Fanning usado en parte de la literatura de ingeniería química — confundirlos multiplica o divide el resultado por cuatro.

El factor f depende del número de Reynolds y de la rugosidad relativa, y la ecuación vale para cualquier líquido newtoniano cuando las propiedades y el régimen se informan correctamente.

El factor de fricción depende del régimen de flujo. En régimen laminar — Reynolds por debajo de aproximadamente 2.000, según el criterio del Hydraulic Institute —, f = 64/Re y la pérdida es proporcional a la viscosidad y a la velocidad; es el régimen habitual al bombear aceites pesados y otros fluidos viscosos con bombas de engranajes.

En régimen turbulento — Reynolds por encima de aproximadamente 4.000, el caso usual del agua en centrífugas —, f depende también de la rugosidad relativa y se obtiene del diagrama de Moody o de la ecuación de Colebrook-White. Entre 2.000 y 4.000 está la zona crítica, en la que el flujo puede ser inestable y el factor de fricción es incierto; evite proyectar el punto de operación en ella.

Quien define el régimen es el Reynolds calculado, no el tipo de bomba.

Para agua y líquidos de baja viscosidad, la alternativa consagrada en saneamiento y redes contra incendio es la fórmula de Hazen-Williams: Hf = 10,67 × L × Q^1,852 / (C^1,852 × D^4,87), con Q en m³/s y D y L en metros.

El coeficiente C expresa la lisura interna del tubo y baja con el envejecimiento: valores típicos son PVC ≈ 150 y hierro galvanizado ≈ 120, y el hierro fundido, ≈ 130 cuando es nuevo, llega a 89–100 después de unos 20 años de servicio.

En redes de rociadores, el C no es de libre elección: la NFPA 13 fija el valor de proyecto por material y tipo de sistema — para acero negro, 120 en sistema húmedo y 100 en sistema seco o de acción previa. La ventaja de la fórmula es prescindir del Reynolds y del factor de fricción; la limitación es que solo vale para agua, a temperatura ambiente y en régimen turbulento.

Para aceites y fluidos viscosos (bombas FBE y FBEI), use Darcy-Weisbach con la viscosidad real del fluido a la temperatura de operación.

La tabla siguiente trae valores listos de pérdida de carga distribuida por 100 m de tubo recto, calculados por Darcy-Weisbach con el factor de fricción de Colebrook-White para agua a unos 20 °C (viscosidad cinemática de 1,004 × 10⁻⁶ m²/s), en tubo de acero al carbono comercial (rugosidad ε = 0,045 mm) con los diámetros internos indicados. Los valores no incluyen accesorios ni margen de proyecto.

Observe el efecto de la velocidad: en el diámetro de 50 mm, duplicar el caudal de 10 a 20 m³/h multiplica la pérdida por 3,7 — algo menos que 4, porque el factor de fricción baja cuando sube el Reynolds.

¿Cuándo usar Darcy–Weisbach o Hazen–Williams?

Use Darcy-Weisbach para cualquier líquido newtoniano, en cualquier régimen, con viscosidad, Reynolds y rugosidad coherentes. Hazen-Williams es una aproximación práctica para agua en régimen turbulento y no debe trasladarse a aceites ni a fluidos viscosos. En ambos casos, el caudal y el diámetro deben estar en las unidades de la fórmula, y ninguno de los dos métodos exime de sumar las pérdidas de los accesorios.

¿Cómo calcular la pérdida de carga localizada?

Sume las pérdidas de cada accesorio por Hf = K × v²/(2g), usando la velocidad del tramo en el que está instalado. Si varios elementos están en el mismo diámetro, sume sus coeficientes K antes de aplicar la fórmula. En reducciones y ampliaciones, verifique si el K se tabuló para la velocidad del lado menor o del lado mayor — lo usual es el lado menor. En líneas críticas de succión, prefiera los coeficientes K a la longitud equivalente.

La pérdida localizada ocurre en codos, tés, válvulas, reducciones, ampliaciones, filtros y en la entrada y salida de depósitos. Los coeficientes de la tabla siguiente son valores típicos de libro de texto para flujo turbulento (tabla de pérdidas localizadas de la Purdue University; relaciones de ampliación y contracción bruscas de las notas de la Clarkson University).

Cambian con la geometría exacta, el tamaño, el tipo de conexión (bridada o roscada), el grado de apertura y el fabricante: el propio Hydraulic Institute registra una dispersión de ±50% entre valores publicados para válvulas de compuerta bridadas y de +200% a −80% para válvulas de retención. Siempre que exista, use el K o la curva de pérdida del fabricante del accesorio.

Método de la longitud equivalente: cada accesorio se convierte en un tramo de tubo recto medido en diámetros (L/D). Los valores clásicos del Crane Technical Paper 410 son: codo estándar de 90° ≈ 30D, codo de 45° ≈ 16D, té con paso directo ≈ 20D y con salida lateral ≈ 60D, válvula de compuerta abierta ≈ 8D, válvula de globo abierta ≈ 340D y válvula de retención de clapeta ≈ 100D.

La conversión es K = f_T × (L/D), donde f_T es el factor de fricción en turbulencia plena para ese diámetro — cerca de 0,019 en 2″ y 0,015 en 6″. Por eso la longitud equivalente solo vale en régimen turbulento.

En flujo laminar de fluidos viscosos, la pérdida real de los accesorios es bastante mayor que la tabulada: en proyectos críticos de NPSH, especialmente en la succión de bombas de engranajes FBE y FBEI, calcule accesorio por accesorio con el método de los coeficientes K, corregido para bajo Reynolds, como los métodos 2-K de Hooper y 3-K de Darby.

¿Cómo calcular la pérdida de carga total paso a paso?

Primero calcule v = Q/A, usando caudal y diámetro interno en unidades compatibles. Después calcule la parte distribuida, sume las partes localizadas y haga Hf,total = Hf,distribuida + Σ Hf,localizada. Use la viscosidad a la temperatura real de operación y reporte el resultado en metros del líquido bombeado.

El resultado todavía no es la altura de la bomba. La altura manométrica total suma el desnivel entre los niveles de succión y de descarga, la diferencia entre la presión final exigida y la presión en el depósito de succión, convertida en metros del líquido, y la pérdida total de la succión y de la descarga: H = Δz + (P2 − P1)/(ρ·g) + Hf,total, despreciando la diferencia de energía cinética entre los depósitos.

Con el caudal de proyecto, H forma el punto (Q, H) que va a la curva de la bomba.

En las centrífugas FBCN, verifique ese punto en las curvas publicadas a 1.750 rpm y a 3.500 rpm (enlaces abajo). Si cae en el rango de operación de un modelo, envíe el punto, el fluido y la temperatura: la ingeniería confirma el rotor, el NPSH y la potencia en el punto de operación.

¿Cómo la pérdida de carga en la succión provoca cavitación?

En la succión, la pérdida entra como una resta directa: NPSHa = Pa ± Hz − Hf − Pv, con las presiones absoluta y de vapor convertidas en metros del propio líquido a la temperatura de operación. Por lo tanto, 1 m de pérdida adicional reduce el NPSH disponible en 1 m y disminuye el margen sobre el valor requerido.

No trate NPSHa = NPSHr como condición sin cavitación: el NPSH3, base del NPSHr de catálogo, se mide en el punto en que la altura de la bomba ya cayó un 3% — es decir, con cavitación en curso. Por eso la ANSI/HI 9.6.1 expresa el margen como la razón NPSHa/NPSHr y recomienda valores que varían con el tipo de aplicación.

Ejemplo numérico, con valores hipotéticos solo para mostrar el orden de magnitud: bomba centrífuga con NPSHr de 3,2 m en el punto de operación, bombeando agua a 60 °C — presión atmosférica al nivel del mar ≈ 10,51 m y presión de vapor ≈ 2,07 m, ambas en metros de agua a 60 °C. Tubo de 65 mm de diámetro interno y velocidad de 2,5 m/s (≈ 30 m³/h; Re ≈ 343.000; f ≈ 0,019).

Instalación buena: succión inundada (Hz = +2,0 m), 5 m de tubo, entrada de borde vivo, 2 codos de 90° de radio largo y 1 válvula de compuerta abierta (ΣK = 1,05). Pérdida distribuida = 0,019 × (5/0,065) × (2,5²/19,62) = 0,47 m; localizada = 1,05 × 0,319 = 0,33 m; Hf = 0,80 m; NPSHa = 10,51 + 2,0 − 0,80 − 2,07 = 9,64 m, con amplio margen sobre los 3,2 m.

Instalación mala: succión negativa (Hz = −3,0 m), 15 m de tubo, entrada de borde vivo, 5 codos de 90° de radio largo, un filtro Y sucio (K = 8, por hipótesis) y la válvula de compuerta (ΣK = 9,65). Distribuida = 1,40 m; localizada = 3,07 m; Hf = 4,47 m; NPSHa = 10,51 − 3,0 − 4,47 − 2,07 = 0,97 m — por debajo del NPSHr, y la bomba cavita.

Solo cambió la tubería: la misma bomba, el mismo caudal, el mismo líquido.

¿Cómo la viscosidad altera la pérdida de carga?

En régimen laminar, el factor de fricción es f = 64/Re, y la pérdida crece en proporción a la viscosidad para la misma geometría y caudal. Por eso, el cálculo debe usar la viscosidad a la temperatura de operación y verificar también el arranque, cuando el fluido puede estar más frío y mucho más viscoso — muchas veces es esa la condición que dimensiona la succión.

En aplicaciones con bombas de engranajes FBE y FBEI, el fluido suele ser viscoso — aceites pesados, asfalto, resinas — y el flujo en la succión tiende al régimen laminar. En ese régimen, con el mismo caudal, la pérdida distribuida cae con la cuarta potencia del diámetro (ley de Hagen-Poiseuille): pasar la succión de 50 a 65 mm reduce esa pérdida en cerca del 65%.

Por eso la tubería de succión nunca debe tener un diámetro menor que la boca de succión de la bomba y muchas veces es uno o dos diámetros mayor — un cuidado que pesa todavía más con fluidos viscosos.

La propia FBE tiene un límite de viscosidad por tamaño, según la tabla de selección de la Ingeniería de FB Bombas (MTEC-01/01): 2.500 SSU de 1/8″ a 1/4″; 7.500 SSU de 3/8″ a 1″; 50.000 SSU en 1.1/2″ y 2″; y 100.000 SSU de 3″ a 6″. A partir de 1.1/2″, la tabla prevé rotaciones reducidas con polea o reductor para las viscosidades más altas — hasta 150 rpm de 3″ a 6″.

Otra particularidad: en muchos fluidos viscosos la viscosidad depende mucho de la temperatura. El CAP (cemento asfáltico de petróleo), por ejemplo, es semisólido o sólido a temperatura ambiente y solo se vuelve fluido cuando se calienta, según la información técnica de asfalto de Petrobras. La pérdida de carga debe calcularse para la peor condición, generalmente el arranque, cuando el fluido está más frío.

Para eso, la FBE tiene la ejecución CA, con cámara de calentamiento, disponible de 1.1/2″ a 6″: el fluido de calentamiento circula por la cámara y mantiene el producto fluido dentro de la bomba. La tubería de succión necesita su propio calentamiento — traceado con vapor, con aceite térmico o eléctrico — y aislamiento térmico.

Reglas prácticas de dimensionamiento de la succión

Reglas prácticas para minimizar la pérdida de carga en la succión — las cuatro primeras vienen de la Ingeniería de FB Bombas para las bombas FBEI (MAN001-10): (1) instale la bomba lo más cerca posible del punto de succión; (2) use el menor número posible de accesorios en la línea de succión; (3) la tubería de succión debe tener un diámetro al menos igual al de la boca de succión de la bomba — nunca reduzca antes de la bomba; (4) use un filtro con la mayor área de paso posible (la FBEI indica malla de 40 a 80 mesh, según el modelo) y controle la obstrucción por la presión diferencial; (5) deje de 5 a 10 diámetros de tubo recto entre la entrada de la bomba y el primer codo, válvula o té; (6) en succión horizontal con reducción, use reducción excéntrica con el lado plano hacia arriba, para que no se forme una bolsa de aire; (7) en la succión, use una válvula de bloqueo de paso total (compuerta o bola) y opérela totalmente abierta — estrangularla suma pérdida justo donde reduce el NPSHa, y una válvula de globo (K ≈ 10) no debe estar en la succión; (8) prefiera la succión inundada siempre que sea posible — cada metro de columna positiva es un metro más de NPSHa; (9) con fluidos viscosos en bombas FBE, respete el límite de viscosidad del tamaño elegido: si en el arranque la viscosidad supera ese límite, caliente el fluido y la línea de succión antes de arrancar o revise el tamaño y la rotación con ingeniería.

¿Cómo pedir la selección de la bomba a partir del cálculo?

Para consultar la selección de la bomba, envíe la memoria de cálculo, el punto de operación (caudal y altura), los datos del fluido (tipo, viscosidad a la temperatura de operación y en el arranque, densidad), la temperatura y el NPSH disponible en la succión. Si el cálculo todavía no está cerrado, incluya el trazado de la tubería (longitudes, diámetros internos, cotas y accesorios), indicando qué valores se midieron y cuáles se estimaron.

Para evaluar una FBCN, solicite la curva de la ejecución propuesta e identifique modelo, velocidad e impulsor. La hoja CC-124.07 de la FBCN 65-315, en las curvas a 1.750 rpm (p. 25), muestra esas referencias en el encabezado y los gráficos; utilice la hoja correspondiente al equipo consultado.