TERCER INFORME ESTUDIO DE PREFACTIBILIDAD PRODUCCIÓN DE ACETONA POR OXIDACIÓN DIRECTA DE PROPILENO
JESÚS ALBERTO ANGARITA MANZANO (2112526) ÓSCAR FABIÁN CONTRERAS NAVAS (2112505) DANIEL ALFONSO MELGAREJO RAMÍREZ (2112484) RODRIGO ANDRÉS SANABRIA CAMACHO (2112513) LYDA MARIA ACEVEDO VILLARREAL (2102464) ÁNGELA MARÍA ORTIZ SUÁREZ (2120825) PAULA MARCELA SILVA SALCEDO (2112523)
Equipo 1
Profesor: Iván Darío Ordóñez Sepúlveda
UNIVERSIDAD INDUSTRIAL DE SANTANDER ANÁLISIS DE PROCESOS ESCUELA DE INGENIERÍA QUÍMICA BUCARAMANGA 2017
CONTENIDO
1. Descripción detallada del proceso
pág. 7
1.1.
Descripción
7
1.2.
Diagrama de flujo PFD
9
1.2.1. Diagrama Área 100
9
1.2.2. Diagrama Área 200
10
2. Estrategia de diseño del proceso
11
2.1.
Comentarios y suposiciones
11
2.2.
Matriz de condiciones de operación especiales
15
2.3.
Indicadores generales del proceso
16
2.4.
Listado equipos de servicios industriales
17
3. Costos de capital del proyecto
18
3.1.
Comentarios y suposiciones generales
18
3.2.
Costo de los equipos CBM y costos de capital FCI
18
3.3.
Análisis de los costos de capital
18
3.3.1. Análisis de Pareto
19
3.3.2. Análisis de costo por sección de planta: Pretratamiento VS. Producción VS. Purificación
20
4. Costos de operación del proceso
21
4.1.
Comentarios y suposiciones generales
21
4.2.
Ecuación COM y sus coeficientes, pregunta adicional
22
4.3.
Análisis de los costos de operación
22
4.3.1. Análisis de Pareto
22
4.3.2. Análisis de costos fijos vs costos variables
24
5. Indicadores de factibilidad del proyecto
24
5.1.
Comentarios y suposiciones generales
24
5.2.
Precio venta del producto y % de utilidad
25
5.3.
Indicadores financieros (VPN, TIR, PB)
26
5.4.
Punto de equilibrio
26
6. Factibilidad del proyecto
26
7. Temas complementarios
27
7.1.
Localización de planta
27
7.2.
Optimización de procesos
27
8. Alternativas de proyecto
29
9. Informe de visita técnica: PRAXAIR
30
BIBLIOGRAFÍA
32
ANEXOS
36
LISTA DE TABLAS Y FIGURAS Pág. Figura 1. Diagrama de flujo (PFD) para el proceso de producción de acetona por oxidación directa de propileno. Área 100: Separación de aire.
9
Figura 2. Diagrama de flujo (PFD) para el proceso de producción de acetona por oxidación directa de propileno. Área 200.
10
Figura 3. Análisis de Pareto FCI
20
Figura 4. Análisis de Pareto para el COMd
23
Figura 5. Punto de equilibrio
26
Figura 6. Evidencia de visita técnica PRAXAIR.
31
Tabla 1. Comentarios y suposiciones diseño.
11
Tabla 2. Matriz de condiciones especiales.
15
Tabla 3. Indicadores generales
16
Tabla 4. Servicios industriales
17
Tabla 5. Comentarios y suposiciones costos.
18
Tabla 6. Costos de capital.
18
Tabla 7. Costos para el análisis de Pareto.
19
Tabla 8. costos de equipos por sección de planta.
20
Tabla 9. Ecuación COMd.
22
Tabla 10. Costos para análisis de Pareto.
22
Tabla 11. Costos variables y fijos.
24
Tabla 12. Datos de entrada del análisis financiero.
24
Tabla 13. Precio de venta de la acetona y % de utilidades.
25
Tabla 14. Indicadores financieros.
26
Tabla 15. Ecuaciones de restricciones.
28
Tabla 16. Resultados antes y después.
28
Tabla 17. Costos antes y después.
29
LISTA DE ANEXOS
Anexo 1. Reacciones del proceso.
Pág. 36
Anexo 2. Descripción general y conversión del proceso.
37
Anexo 3. Gráfica Txy Acetona-Agua.
38
Anexo 4. Selección paquete termodinámico general y para el aire.
38
Anexo 5. Eficiencia adiabática de compresores.
39
Anexo 6. Selección de coeficiente global de transferencia U.
39
Anexo 7. Selección del intercambiador de calor de placas paralelas.
40
Anexo 8. Tiempo de residencia R-201.
40
Anexo 9. Selección de tipo de empaque para torres.
41
Anexo 10. Material torre criogénica.
41
Anexo 11. Cálculo de precio del incinerador.
42
1. DESCRIPCIÓN DETALLADA DEL PROCESO 1.1 DESCRIPCIÓN El proceso para la obtención de acetona a partir de la oxidación directa de propileno, consiste principalmente de una columna de burbujeo que actúa como reactor, un separador de fases, una columna de absorción y columnas de destilación. El proceso está representado por la siguiente reacción exotérmica: (
!"# !" = !"% + )% → !"# !)!"# ; ∆" = −255 01/345 (1) %
Esta, en realidad no se da en una única etapa, sino que involucra reacciones de óxido-reducción con formación de compuestos intermedios: !% "6 + 78!5% + "% ) → !"# !") + 78 9 + 2"!5 (2) 78 9 + 2!:!5% → 78!5% + 2!:!5 (3) (
2!:!5 + 2"!5 + )% → 2!:!5% + "% ) (4) %
Las reacciones se llevan a cabo en el reactor (R-201). El oxígeno usado es suministrado de la planta de separación de aire (Área 100) y es producto de una destilación criogénica de aire tras la licuefacción del mismo [1]. Este proceso se lleva a cabo tomando aire a condiciones atmosféricas (Corriente 1), para luego ser sometido a una serie de compresiones y enfriamientos (C-101, E-101, C-102, E102, E-103), seguidamente se lleva a un proceso de destilación (T-101) para obtenerlo a 3 atm y 30°C con una pureza de 99.7 fracción molar. El propileno, se suministra con una pureza de 92 %V/V [2], y con un acondicionamiento previo, se lleva a las mismas condiciones. Los reactivos ingresan al reactor por la parte inferior en forma de gas gracias a unos dispersores radiales [3], seguidamente pasan a través del primer plato perforado, a partir del cual ya está presente la mezcla catalítica acuosa (ácido clorhídrico, cloruro de cobre y cloruro de paladio). El gas burbujea al pasar por el plato y la reacción tiene lugar en fase líquida [4], con una conversión del 92%[5] y pese a que es fuertemente exotérmica, no es necesario un sistema de refrigeración, ya que el calor generado se emplea en la evaporación de la fase acuosa de la mezcla, manteniéndose así una temperatura constante de aproximadamente 120°C. La corriente de salida del reactor (Corriente 14) contiene reactivo sin reaccionar, subproductos como ácido acrílico, ácido clorhídrico (HCl), dióxido de carbono (CO2) y vapor de agua que se hacen ingresar a un separador flash (V-201) a aproximadamente 2 atm con el objetivo de condensar el agua que se había evaporado durante la reacción con parte del ácido acrílico (Corriente 17).
7
La corriente gaseosa que sale por el tope del separador (Corriente 16), se lleva por medio del compresor C-201 a la parte inferior de la primera torre de absorción del Área 200 (T-201) a 187ºC y 3 bar. Por la parte superior de esta torre, también ingresa agua a 25°C (corriente 18) con el objetivo de retirar el dióxido de carbono, el nitrógeno y el propileno, y posteriormente entrar a la torre despojadora de agua (T-202) donde se retira alrededor del 95% del agua inicial haciendo uso de un lecho empacado. [6]. La corriente 22, proveniente de la despojadora, pasa al V-202 para retirar parte de agua, ácido clorhídrico y ácido acrílico para luego ingresar al intercambiador E-203, el cual enfría el gas proveniente del tope del separador (V-202) con el objetivo de condesar el gas y alimentarlo en el plato inferior favoreciendo el tope de la torre de destilación (T-203) donde se concentra un flujo de acetona de 2.444 m3/h a 98,68 %P/P de pureza. Sin embargo, por el fondo de la torre (corriente 29) se pierden alrededor 337.5 kg/h de acetona, por esta razón se realiza un reciclo y purga. La corriente 31 es adecuada (E-206, P-202) a las condiciones de presión y temperatura para ser recirculada y mezclada con la corriente fresca que entra a la torre de destilación.
8
1.2. DIAGRAMA DE FLUJO DEL PROCESO PFD 1.1.1. Área 100
Figura 1. Diagrama de flujo (PFD) para el proceso de producción de acetona por oxidación directa de propileno. Área 100: Separación de aire
9
1.1.2. Área 200
Figura 2. Diagrama de flujo (PFD) para el proceso de producción de acetona por oxidación directa de propileno. Área 200.
10
2. ESTRATEGIAS DE DISEÑO DEL PROCESO 2.1.
COMENTARIOS Y SUPOSICIONES Tabla 1. Comentarios y suposiciones
Equipo / Corriente Paquete termodinámico del área 200 Área 100 (separación de aire)
Tren de compresores
C-101, C-102
Condición
Justificación
NRTL
Compuestos orgánicos con presencia de agua [7].
79% N2 y 21% O2.
Se supuso que el aire solo contiene oxígeno y nitrógeno.
Peng-Robinson
Separación de aire [7].
Uso del tren de compresión de la planta de oxígeno.
Es necesario licuar parcialmente el aire. Este proceso consta de tres etapas: compresión, enfriamiento y expansión [1].
Relación de compresión de 2.8 Eficiencia del 74%
C-103
E-101, E-102
Relación de compresión de 1.8 Eficiencia del 74% U=20 BTU/h.°F.ft2
Respetando los parámetros heurísticas vistas en clases.
de
las
Las eficiencias de los compresores fueron halladas por método gráfico [8], dependiendo del flujo de entrada en un compresor aire centrífugo [8]. Se usó la requerida para que la presión fuera de 3 atm (la misma que la del reactor R-201) Se determinó con el mismo método gráfico anteriormente nombrado. Encontrado un rango entre 20-35 BTU/h.°F.ft2 [9] para calentamiento o enfriamiento, se escogió el de menor valor para sobredimensionar las áreas de transferencias de calor.
11
E-103
E-104
Fluido de enfriamiento N2
Se hace uso de un intercambiador de placas en espiral [10], ya que hay condensación del aire. Se usa como fluido de enfriamiento el nitrógeno proveniente de la torre de destilación T-101, ya que para esa diferencia de temperatura (-222°C) los requerimientos de agua de enfriamiento son bastante altos.
Fluido de enfriamiento Ar
Debido a que hay que enfriar a temperaturas criogénicas, el agua como fluido de enfriamiento no es posible [11], se escoge el argón debido a que en la visita técnica (Praxair) realizada se evidenció que se usaba parte del argón para enfriar los topes en la torre destiladora.
Empaque Flexipack 1Y
La destilación criogénica se ve beneficiada por el uso de empaques que tengan una densidad de área superficial de aproximadamente 420m2/m3[12]
T-101 Material
Subflowsheet
R-201
Reactor de conversión
Contaminantes
Las aleaciones de níquel-cobre tienen la mayor resistencia a la ignición espontánea del oxígeno. [19] Se utilizó para simular que la solución de catalizador se encuentra dentro del reactor y no es un flujo continuo. No se encontró información sobre la cinética del proceso, pero se usó información de un proceso similar reportada por Ye,1968 [13] Se usaron los dos contaminantes más representativos (dióxido de carbono y ácido acrílico).
12
Tiempo de residencia = 20 min
L/D= 4.57
Fue calculada a partir del volumen del reactor el cual se obtuvo con la herramienta: Equipment Design de HYSYS, posteriormente se tomaron como base las concentraciones reportadas en [ ], donde se trabaja un sistema de producción similar. La cantidad de agua usada fue la necesaria para que a la salida del reactor se obtuviera una temperatura entre 110°C130°C, ya que si se usaba una cantidad de agua menor habría un aumento de temperatura de 1000°C. Relación usual para una columna de burbujeo [15].
Torres destiladoras y Torre despojadora.
Empaque KochSulzer (Bx)
Es el más óptimo para la separación acetona-agua [16].
T-201
Solvente absorción
El solvente más afín con la acetona es el agua [16].
Carga de catalizador
Cantidad de agua
T-202
P-201, P-202
El rango típico es entre 6 – 40 min [14] pero se escogió 20 min con base en un proceso similar reportado por Bellera, 2010. [15]
Despojadora
Eficiencia
Necesaria para retirar la mayor cantidad de agua y facilitar la separación de acetona en las siguientes etapas.
Las eficiencias de las bombas fueron halladas haciendo uso de una gráfica que relaciona la capacidad volumétrica en función la velocidad especifica. [20]
13
Generalidades
Rehervidores
Horas trabajadas
Espesores
Torres / Platos / Empaque Flash Vessel
Todos los rehervidores presentan una caída de presión negativa en la carcasa a la hora de dimensionar. Esto tiene explicación en que la presión se debe igualar a la del último plato de la torre, este "error" se genera en Hysys para lograr este propósito. No influye en el dimensionamiento ni cotización. Según lo comentado en clase, existen aproximadamente dos semanas de parada para un total de 8400 horas laborales. A partir de la Fórmula 7.9 (3ra edición, Turton) se introdujeron los parámetros obtenidos en HYSYS y, haciendo uso de las figuras 7.5 y 7.6 se leyeron las presiones máximas de trabajo del material con la temperatura de trabajo, y es la presión, el factor determinante para la selección del espesor. Se utilizó el Equipment Design de Aspen HYSYS. Los espesores de los equipos que lo requerían, se hallaron según el Turton. [17]
14
2.2.
MATRIZ DE CONDICIONES ESPECIALES Tabla 2. Matriz de condiciones especiales
Matriz
E-103 T-101 E-104 E-105 E-106 C-103
X X X X X X
JUSTIFICACIÓN
Alto ∆T
Alta ∆P
∆TLM
Relación compresión
Baja P
Alta P
Baja T
Alta T
Equipo
No estequiométricos
Condiciones especiales
X X
X X
Las bajas temperaturas requeridas en el sistema son consecuencia de las condiciones necesarias para el funcionamiento del proceso, ya que se requieren varias etapas de compresión y enfriamiento del aire hasta lograr licuarlo para separarlo posteriormente por destilación [18]
15
2.3.
INDICADORES GENERALES DEL PROCESO Tabla 3. Indicadores generales
INDICADORES GENERALES Producción Capacidad de la planta
20,000 [m3/año] 2.2830 [m3/h]
1.8059 [Ton/h] INDICADORES DE ENTRADAS Y SALIDAS Materias primas Propileno
1.0840 [Ton de propileno/Ton de acetona]
Insumos(Formato Memorias, Anexo 4) HCl 0.0021 [Ton] PdCl (II) 0.0035 [Ton] CuCl2 0.3080 [Ton] Servicios Industriales Vapor Agua de enfriamiento Flujo eléctrico
1.53 [MUSD$/ton] 10.12 [MUSD$/ton] 8.87 [MUSD$/ton]
13.4615 [Ton vapor/Ton acetona] 130.1723 [Ton H2O/Ton acetona] 674.4856 [kW]
Subproductos Nitrógeno
2.3671 [Ton de nitrógeno/Ton acetona]
Desechos Ácido acrílico CO2 (Generado en la reacción)
[Ton de ácido acrílico/Ton de acetona] 0.0338 [Ton de CO2/Ton de acetona] 0.0107
INDICADOR ADICIONALES Indicadores del R-201 Relación de alimento (oxígeno/propileno)
0.3810 [Ton de oxígeno/Ton de propileno]
16
2.4.
LISTADO EQUIPOS DE SERVICIOS INDUSTRIALES[29]
Tabla 4. Servicios industriales Precalentador de agua para alimentación de la caldera Precalentador de aire de combustión Ventilador de admisión de aire Caldera Turbina Cámara de filtros Ablandador de agua Bombas Desgasificador Tanque de depuración Vessels Torre de enfriamiento Compresores
3. COSTOS DE CAPITAL DEL PROYECTO 3.1.
COMENTARIOS Y SUPOSICIONES GENERALES Tabla 5. Comentarios y suposiciones costos
Terreno
Contingencias Facilidades
Se hizo la cotización de terreno en Mamonal, zona industrial de la ciudad de Cartagena, que es el lugar de ubicación de la planta, y se encontró que el metro cuadrado tiene un valor de $COP 700,000[21]. Corresponde al 15% del costo modular de los equipos. Se determina con el 50% del costo modular de los equipos a las condiciones de referencia.
17
Costos directos equipos
3.2.
e
indirectos
de
Equivale a la sumatoria de los costos hallados en el PECE a las condiciones de operación de los equipos.
COSTO DE LOS EQUIPOS CBM Y COSTOS DE CAPITAL FCI
A continuación, se presenta los valores resultantes para los factores que afectan el costo de capital. Tabla 6. Costos de capital COSTO Costo modular total (CBMi) Costo Modular a las condiciones de referencias (CBM°) Costo del terrreno FCI FCIL 3.3.
VALOR [MMUSD$] 5.3717 2.7762 0.1288 7.7268 7.5980
ANÁLISIS DE LOS COSTOS DE CAPITAL
Este análisis se hace con el fin de identificar los costos que más influyen en el FCI. Para esto, se tuvieron en cuenta los factores individuales que tienen influencia en los costos de capital, los cuales se presentan a continuación, ordenados de mayor a menor. 3.3.1. ANÁLISIS DE PARETO Tabla 7. Costos para el análisis de Pareto Costos ordenados de mayor a menor Costos
MMUSD$
1
Facilidades auxiliares
2.6859
2
T-101
1.2567
3
C-201
1.1091
4
Contingencias
0.8058
5
T-202
0.6882
6
T-203
0.3785
7
V-201
0.2367
8
E-201
0.2265
18
9
V-202
0.2225
10
C-102
0.2202
11
E-103
0.2166
12
C-101
0.2160
13
C-103
0.1415
14
Costo del terreno (L)
15
E-203
0.1120
16
R-201
0.0973
17
E-101
0.0827
18
E-102
0.0789
19
T-201
0.0448
20
E-106
0.0178
21
E-206
0.0132
22
P-202
0.0127
0.129
TOTAL
8.992
Figura 3. Análisis de Pareto 3.0000
120.00%
2.5000
100.00%
2.0000
80.00%
1.5000
60.00%
1.0000
40.00%
0.5000
20.00%
0.0000
0.00% 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 MMUSD$
Acumulado %
19
Puede observarse que los costos mayores son los enumerados del 1 al 7. Las facilidades auxiliares son el valor más alto ya que corresponden a un porcentaje del costo modular de todos los equipos, que es a su vez, el más influyente en el FCI. Esto mismo ocurre con las contingencias. El resto de los costos mayoritarios corresponden a equipos fabricados en acero inoxidable a excepción de la torre T101, que está hecha con una aleación de níquel, este hecho es definitivo en el aumento del costo de los equipos. 3.3.2. Análisis de costo por sección de planta: Pretratamiento VS. Producción VS. Purificación
Tipo de equipo Intercambiadores Compresores Bombas Vessel Torres Reactores TOTAL
Tabla 8. Costos de equipos por sección de planta Pretratamiento Producción Purificación MMUSD$ MMUSD$ MMUSD$ 0.3959 0.3517 0.5776 1.1091 0.0126 0.4592 1.2567 1.1114 0.0972 2.1942 0.0972 3.044
De este análisis se puede concluir que la purificación es el 56.9% del costo total de equipos (Las secciones de pretratamiento y producción tienen el 41.1% y 1.90% respectivamente), Esto resulta lógico porque esta etapa es mucho más compleja: requiere de un mayor número de equipos, y del uso de materiales especiales (acero inoxidable y aleación de níquel) debido a la presencia de ácido clorhídrico que es altamente corrosivo, y el uso de materiales convencionales podría causar daños o sobrecostos por reposición de equipos. Por otro lado, 4. COSTOS DE OPERACIÓN DEL PROCESO 4.1.
COMENTARIOS Y SUPOSICIONES GENERALES
Para iniciar, cabe aclarar que el nitrógeno es un subproducto del tratamiento del aire para la producción de oxígeno y aunque se usa como refrigerante, no se tuvo en cuenta en la parte de costos porque no representa ningún gasto ni ganancia; por otro lado, las densidades usadas para convertir los flujos a las unidades correspondientes en cada cálculo fueron tomadas de Air Liquide[22].
20
Para el cálculo de costos de la materia prima (propileno) se usaron las proyecciones elaboradas en el primer estudio de mercado y los flujos fueron tomados de la simulación en HYSYS. Para el costo de los insumos[23] (cloruro de cobre, cloruro de paladio y ácido clorhídrico), debe aclararse que estos son cargados al reactor en solución acuosa antes de comenzar a operar, por esta razón se asumió que se debía reponer la carga al menos una vez durante el primer año de operación, por lo tanto, se incluyó dos veces este precio. Las fracciones molares fueron calculadas con base en Bellera 2010[4]. Los costos de los servicios industriales fueron los suministrados por el docente (Formato memorias, Anexo 1) y se usaron potencia, agua de enfriamiento, vapor de alta y baja y adicionalmente argón para enfriamiento en la planta de producción de oxígeno (E-104), ya que esta requiere condiciones especiales (temperaturas muy bajas) que el agua no puede proporcionar. El análisis de costos del tratamiento de desechos se dividió en dos secciones: la primera, correspondiente al tratamiento de corrientes líquidas, se realizó con base en el artículo “Cost modelling for waste water treatment processes”[24] que presentaba diferentes tecnologías para este fin con su respectivo valor; se seleccionó el tratamiento terciario que ya incluía procesamientos químicos, condición necesaria para tratar sustancias como el ácido clorhídrico (Formato memorias, Anexo 4). La segunda sección, abarca el tratamiento de las corrientes gaseosas y se optó por la incineración por ser el método más económico[25,37] y tener un flujo pequeño. La mano de obra se calculó usando el método de Ulrich, ya que el método de Alkayath&Gerrard, es por heurística, mejor opción para plantas que manejen sólidos. Se asumió que todos los operarios eran tecnólogos con 5 años de experiencia como mínimo, y por ende ganarían 3 salarios mínimos legales vigentes; además, se tuvo en cuenta la variación del salario mínimo a través del tiempo, y se proyectó su valor a los años de vida útil de la planta. 4.2.
ECUACIÓN COM Y SUS COEFICIENTES, PREGUNTA ADICIONAL
Los cálculos de esta ecuación se hicieron con base en base en los coeficientes obtenidos con la herramienta COEFCOM suministrada por el docente, los cuales acompañan los costos principales que son el FCI, CRM, CUT, CWT, y el COL. Este procedimiento se encuentra en la hoja ANEXO 2 del formato memorias de Excel. Tabla 9. Ecuación COMd Costos Variables CRM+CWT+CUT+1.411COL+0.0635FCI+ 0.11COM Costos Fijos 0.0515FCI+0.4902COL COMd 1.1236CRM+1.1236CWT+1.1236CUT+2.1362COL+0.1292FCI
21
En cuanto a la pregunta que se incluyó para el cálculo de los coeficientes del COMd, se hizo referencia a las materias primas, ya que estas representan uno de los costos más altos. Se propuso analizar la influencia de producir toda la materia prima, una parte de esta o comprarla a una empresa. Cualquiera que fuera la decisión, afectaría los costos de mantemiento, impuestos y costos indirectos de la planta; estos valores aumentan en el caso de elaboración de materia prima y disminuye en caso de comprarla. 4.3.
ANÁLISIS DE LOS COSTOS DE OPERACIÓN
4.3.1. ANÁLISIS DE PARETO Tabla 10. Costos para análisis de Pareto. Costos ordenados de mayor a menor Costos
MMUSD$/año
1
CRM
48.9167
2
Distribución & Ventas
4.3327
3
CUT
4.3152
4
Patentes
1.2379
5
Investigación & Desarrollo
1.2379
6
CWT
0.5216
7
Mantenimiento & Reparación
0.4026
8
Suministros
0.4026
9
Costos generales
0.2783
10
Impuestos & Seguros
0.2416
11
COL
0.2146
12
Administración
0.0971
13
Supervisión & oficinas directas
0.0300
14
Laboratorio
0.0215
15
Depreciación
0.0000
TOTAL
62.2504
22
Figura 4. Análisis de Pareto para el COMd
60.0000
120.00%
50.0000
100.00%
40.0000
80.00%
30.0000
60.00%
20.0000
40.00%
10.0000
20.00%
0.0000 1
2
3
4
MMUSD$/año 5 6 7 8
Acumulado % 9 10 11 12 13 14 15
0.00%
Es notorio que la materia prima representa la mayoría de los costos, claramente, se debe al precio de las mismas. 4.3.2. ANÁLISIS DE COSTOS FIJOS VS COSTOS VARIABLES Tabla 11. Costos variables y fijos COSTO MMUSD$/AÑO
ÍTEM Costos variables Costos fijos TOTAL
61.4688 0.5199 61.9887
Se puede observar que los costos variables tienen un valor mucho mayor que los fijos, esto se debe a que, dentro de ellos, uno de los valores que se incluye es el de la materia prima, la cual tiene un precio muy elevado (mayor que el precio de venta del producto), generando que se tengan pérdidas en el proceso.
23
5. INDICADORES DE FACTIBILIDAD DEL PROYECTO 5.1.
COMENTARIOS Y SUPOSICIONES GENERALES
Tabla 12. Datos de entrada del análisis financiero DATOS DE ENTRADA DEL ANÁLISIS FINANCIERO Años de inversión de capital Tiempos Años de vida útil del proyecto(n) Años para depreciación (nd) Costo del terreno (L) Costo de capital (FCIL) Egresos Capital de trabajo (WC) Costo operación (COMd) al 100% Qp Impuestos (t) Ventas (R) al 100% Qp Ingresos Valor salvamento (S)
3 años 10 años 10 años 0.1288 MMUSD$ 7.5980 MMUSD$ 61.8635 MMUSD$ 61.8635 MMUSD$ 33 % 15.8824 MMUSD$/año 0.7598 MMUSD$
Los años de inversión de capital y los de vida útil del proyecto fueron datos entregados por el docente. Se tomaron 10 años de depreciación, ya que, según la legislación colombiana, estos años deben ser proporcionales al tiempo en el que el activo puede generar ingresos (vida útil del activo), en este caso, los activos del proyecto son los equipos que tienen una vida útil de 10 años.[26] Para los egresos se calcularon los costos de terreno, capital, capital de trabajo y de operación (Formato memorias, 8. Costo de operación). Se determinó como porcentaje de impuestos un 33% tomando como base la ley 1607 del 2012 artículo 240.[27] En la parte de ingresos, se calcularon las ventas como el flujo de la corriente de salida de la acetona por el precio de venta, este precio se tomó de las proyecciones del estudio de mercado realizado en el primer informe (Formato Memorias, Anexo 2, Anexo 5). El valor de salvamento se calcula como el 10% del FCIL
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5.2.
PRECIO VENTA DEL PRODUCTO Y % DE UTILIDAD
A continuación, se presenta el precio de venta de acetona y el % de utilidades para cada año de vida útil.
Tabla 13. Precio de venta de la acetona y % de utilidades. PRECIO DE VENTA DE LA ACETONA Año
COP/m3
USD$/Ton
% Utilidades
1
2,317,582.50
976.65
-0.76
2
2,326,542.67
980.42
-0.77
3
2,335,502.84
984.20
-0.79
4
2,344,463.01
987.97
-0.80
5
2,353,423.18
991.75
-0.81
6
2,362,383.34
995.53
-0.82
7
2,371,343.51
999.30
-0.83
8
2,380,303.68
1,003.08
-0.84
9
2,389,263.85
1,006.85
-0.85
10
2,398,224.02
1,010.63
-0.85
El precio de venta se halló con las proyecciones del estudio de mercado del precio de la acetona (Formato Memorias, Anexo 5). El % de utilidades se calculó para cada año despejando de la ecuación del precio de venta. Los valores son negativos debido a que los precios de las materias primas son muy elevados en comparación con los precios de ventas. 5.3.
INDICADORES FINANCIEROS (VPN, TIR, PB)
En la siguiente tabla se muestran los indicadores financieros que indican la viabilidad del proyecto en estudio. Tabla 14. Indicadores financieros INDICADORES DE FACTIBILIDAD VPN -274.5694538 MMUSD$ PB - años TIR - % Estos datos indican que el valor de los egresos es mucho mayor que los ingresos siendo esto perjudicial para el proyecto.
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En cuanto al resultado de la TIR era de esperarse ya que el VPN dio un valor negativo. 5.4. PUNTO DE EQUILIBRIO. A continuación, se presenta el punto de equilibrio para una capacidad de la planta del 100% (asumiendo el cálculo de los costos con los precios del primer año de vida útil). Figura 5. Punto de equilibrio 70.0000 60.0000
MMUSD$
50.0000 40.0000 Egresos
30.0000
ingresos
20.0000 10.0000 0
20
40
60
80
100
120
Qp
En la figura 3, no existe punto de equilibrio ya que en ningún momento se cruzan las dos líneas, esto indica que no habrá un valor en el que se genere igualdad entre los ingresos y los egresos, es decir, en el que no haya ni pérdida ni ganancias. 6. FACTIBILIDAD DEL PROYECTO Según los indicadores financieros, este proyecto no es viable debido a que el VPN es negativo y no es posible calcular la TIR, lo que indica que no se están generando los suficientes recursos para cubrir los costos de operación y de capital. Esto resulta lógico ya que el costo de la materia prima es superior al precio de la acetona. En ese tiempo de vida útil no se llegaría a recuperar el valor de la inversión.
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7. TEMAS COMPLEMENTARIOS 7.1.
LOCALIZACIÓN DE PLANTA
Ubicaciones: Bogotá, Cali, Medellín y Cartagena. Criterios: Transporte[39], impuestos[30-33], distancia[38] y terreno[21,34-36]. Grado de importancia de cada criterio: Se le da la mayor importancia al costo de transporte ya que este es un criterio bastante cambiante debido principalmente al precio volátil de la gasolina, además, este incluye indirectamente la distancia, ya que el valor indicado es el precio del trayecto de una ciudad a la otra. El menor porcentaje se le asignó a la distancia, primero, por la razón anterior (el estar incluida en el precio de transporte) y segundo, porque es un factor constante que, aunque afecta el tiempo de entrega, con buena gestión no debe presentar inconvenientes. En cuanto a los impuestos, estos deben pagarse a lo largo de la vida útil del proyecto, razón por la cual, conviene tener el menor valor posible. Por último, el costo de terreno es importante porque hace parte de la inversión inicial del proyecto y por ende se paga solo una vez. Con base en lo anterior, se determinó que la ciudad que ofrece las mejores condiciones para ubicar la planta es Medellín(Formato Memorias, Anexo 8), ya que como puede observarse en las memorias de cálculo (TOPSIS), esta ciudad presenta el menor valor en los costos de transporte y distancia, y valores intermedios de impuestos y costos de terreno con respecto a las otras ciudades, factores que combinados con los porcentajes asignados dan el resultado obtenido. 7.2.
OPTIMIZACIÓN DE PROCESOS
Descripción del problema Una vez cotizados los equipos, se determinó que el área 100, relacionada con el tratamiento de aire para la producción de oxígeno, representa el 41.1% de los costos totales de la planta, siendo la suma del precio de los compresores C-101, C-102 y C-103 los más representativos. Reducir la influencia de la sección sobre el FCIL implica un análisis matemático de múltiples variables y restricciones que se analizaron como un problema de optimización. Para empezar, fue necesario implementar el objeto “Spreadsheet” para relacionar la eficiencia adiabática de los compresores en función del flujo volumétrico de la corriente impulsada, que se obtuvo por una regresión lineal semilogarítmica de la figura mostrada en el Formato Memorias, Anexo 9. Seguidamente, con la herramienta “Optimizer” de Aspen Hysys, se minimizó el flujo de aire en la entrada (Corriente 1) manteniendo la concentración de salida de oxígeno de la torre de destilación criogénica en un rango conveniente. Con este cambio, se observó que
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el número de platos de la T-101 podía reducirse, además, reducir el aire procesado permite suprimir el divisor de flujo (TEE-101) y haciendo innecesario su almacenamiento. Función objetivo Igualar el flujo de salida del oxígeno hacía el área 200 a 25 Kmol/h según el factor tecnológico. ! = #$% 25 − )
*
Variables de restricción ): Flujo volumétrico de aire en la corriente 1. Restricciones Tabla 15. Ecuaciones de restricciones Ecuaciones 98.0 %1 < 34%56%7895$4% :* < 99.9%1 ;!$5$6%5$9 = 2.4967 ∗ log ) + 72 Resultados Tabla 16. Resultados antes y después Variable Función objetivo Flujo volumétrico aire Flujo molar O2 Eficiencia C-101 Eficiencia C-102 Eficiencia C-103 Potencia C-101 Potencia C-102 Potencia C-103 Composición O2 Platos
Antes
Después 146.89 6.67 m3/h 37.12 kmol/h 74 74 74 225.5 kW 229.9 kW 12.27 kW 99.75 %P/P 20
0.0001 4.491 m3/h 24.99 kmol/h 73.62 73.62 71.61 150.6 kW 155.6 kW 12.67 kW 99.75 %P/P 8
Conclusión y análisis Reducir la capacidad del área 100 resultó en una reducción del 33.2% de la potencia de los compresores C-101 y C-102, reduciendo los costos de estos equipos (Formato Memorias, Anexo 9). El cambio en las etapas de la torre de destilación
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criogénica afecta la altura de la misma y el precio del recipiente contenedor o “paredes” de la torre. Por otro lado, la facilidad de la implementación de la solución obtenida depende del estado de la planta, es decir, si la planta ya existiera, sería muy difícil reemplazar los compresores por unos más económicos y eficiente; con una planta en construcción estos cambios se podrían realizar al comprar los equipos. Equipo C-101 C-102 T-101
Tabla 17. Costos antes y después Costo Antes Costo Después USD$ 215,973 USD$ 174,844 USD$ 220,156 USD$ 177,741 USD$ 797,062 USD$ 254,308
8. ALTERNATIVAS DE PROYECTO Una alternativa técnica consiste en el aprovechamiento del agua obtenida por el fondo en la torre de despojo (T-202). Ésta corriente, con agua en una concentración másica de 99.92, tiene un flujo de 16,6810 kg/h puede ser usada como solvente en la torre de absorción (T-201) que necesita un 16,213.59 kg/h. Esto permite un ahorro en los servicios industriales y en tratamiento de aguas, es decir en costos de operación de 4,085.84 USD$/año. (Formato Memorias, Anexo 9) Adicionalmente, como alternativa económica se propone buscar un mercado que requiera el producto a un grado menor de pureza, alrededor de un 80%, ya que con este porcentaje, la acetona es usada como disolvente y aditivo para combustibles[28]. De esta manera, sería posible reducir costos en la sección de purificación de la planta, ya que se eliminarían los equipos E-203, E-206, T-203, P-202, lo que reduce a su vez los costos de capital en 516.4201 MUSD$. Debido a que la energía eléctrica empleada en los compresores es alrededor de 5.5 MMkWh/año (una gran parte del costo del CUT), se plantea cambiar el drive de los compresores de energía eléctrica a gas, ya que este tipo de combustible es mucho más económico (3 USD$/kpc). Con base en lo anterior, la alternativa plateada representa un ahorro de 0.2042 MMUSD$/año.
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9. INFORME DE VISITA TÉCNICA: PRAXAIR Localización: Parque Industrial Gran Sabana. Lote M, Unidad 62. Tocancipa (Cundinamarca). Participantes: Lyda Acevedo, Jesús Angarita, Oscar Contreras, Daniel Melgarejo, Ángela María Ortiz, Rodrigo Sanabria y Paula Silva. Con el objetivo de conocer y profundizar en el proceso de producción de oxígeno, el grupo de integrantes del Equipo 1, realizó la visita el día 19 de diciembre de 2016, a PRAXAIR, empresa especializada en la producción de gases. Los gases (nitrógeno, oxígeno y argón) se producen mediante la captación de aire que, en una etapa inicial es filtrado, y posteriormente se somete a una etapa de compresión para pasar por un vaso pre-purificador que posee tamices moleculares y un lecho de gel de sílice; los tamices retienen impurezas como el CO2 e hidrocarburos, mientras que el lecho retiene contenido de humedad. Existen varios parámetros críticos de operación en los vasos pre-purificadores que no se registran en la literatura y que tienen relevancia, ya que pueden poner en riesgo el proceso: 1. Una elevada temperatura (51,6 °C) en la alimentación puede afectar la capacidad de remoción de acetileno. 2. El exceso de CO2 (3 ppm en 5 ciclos sucesivos) en la salida puede causar taponamiento de los hervidores de oxígeno de la planta, este taponamiento puede causar vaporizaciones en puntos muertos -end bolling point-, posibilitando la acumulación de hidrocarburos en concentraciones por encima de la composición de líquido, lo que podría ocasionar una liberación catastrófica de energía. El exceso de CO2 también puede ser un indicador del paso de óxido nitroso, hidrocarburos y acetileno al interior del hervidor. Después de ingresar a los vasos pre-purificadores, se hace una reducción de presión con una turbina de expansión (efecto Joule-Thomson) para luego pasar a la torre de destilación donde se hace la separación del nitrógeno, oxígeno y argón. Este procedimiento se realiza de la misma forma que se reporta en la literatura[1], aunque en ella no se tienen en cuenta la producción de argón y aspectos como que la torre de destilación contiene tanto platos como lechos empacados y también cuenta con un aislante de perlita en el espacio anular de la caja fría, la cual se mantiene libre de humedad realizando una purga periódica con el mismo nitrógeno producido. Además, una alta concentración de acetileno en el condensador, puede ocasionar la formación de sólidos (ya que el acetileno tiene baja solubilidad en el oxígeno líquido) y en esta fase, es extremadamente inestable y peligroso; y que un bajo nivel de líquido en el condensador (<40%) ocasiona la liberación de energía y la alta concentración de hidrocarburos.
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Figura 6. Evidencia visita técnica. PRAXAIR
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34
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ANEXOS Anexo 1
36
Anexo 2
37
Anexo 3
Anexo 4.
38
Anexo 5
Anexo 6
39
Anexo 7
Anexo 8
40
Anexo 9
Anexo 10
41
Anexo 11
42
