Diseño 1 Capitulo 2 y 3

SEP

DGEST

INSTITUTO TECNOLÓGICO DE MINATITLÁN

ASIGNATURA: DISEÑO DE PROCESOS I TAREA: EJERCICIOS CAPITULO 2 y 3 DE ARTURO JIMENEZ

EQUIPO:3

ALUMNOS: ESCAMILLA RAFAEL MARIA DE JESUS GALINDO GARCIA CLAUDIA LIZBETH HERNANDEZ LOPEZ MARIO ALBERTO

CATEDRÁTICO: ING. REYES ESTUDILLO RENE

MINATITLÁN VER., A 25 DE SEPTIEMBRE DE 2013

SNEST

INDICE

pág. Introducción……………………………………………………………………………...1 1.-Diagramas de proceso del problema 1 …………………………………………...2 2.- Diagramas de proceso del problema 2……………………………………….…..7 3.- Capitulo 2………………………………………………………………..…………...9 4.- Capitulo 3……………………………………………………………………………56 Conclusión…………………………………………………..………………………….90 Bibliografía………………………………………………………………………..…….90

INTRODUCCIÓN

Un proceso industrial solo tiene estabilidad en el mercado si su aspecto económico es favorable. Se puede identificar tres tipos de niveles para el diseño de un proceso: 1.- diseño preliminar: se toma información básica del proyecto, con diseños aproximados y escenarios económicos simples, para llegar a un diagnostico preliminar sobre el potencial económico del proceso. Debe hacerse en forma rápida para tomar la decisión de continuar con el proyecto. 2.- estudio de preinversion: el panorama promisorio del proceso amerita un diseño más elaborado y un análisis económico más riguroso, con estimaciones de inversiones más confiables y costos de operación más desglosados. Se aplica el mismo tipo de lógica; el proceso debe volver a analizarse para examinar su potencial económico. 3.- diseño final, o ingeniería de detalle: se lleva con el fin de elaborar diseños finales y planos para la construcción del equipo. Cuando la tecnología es bien conocida, puede tenerse acceso a su costo de inversión a través de fuentes especializadas o del licenciador de la tecnología. Cuando el proceso está en desarrollo a escala, está en estimación generalmente no está disponible. Una estimación aceptable en un momento dado puede servir para discriminar alternativas o para evitar esfuerzos de tiempo y dinero en proyectos que no ofrezcan un buen potencial económico. Se verá los ejercicios del libro de Arturo Jiménez capítulo 2 y 3 para ver el estudio económico de diferentes procesos.

1

PROBLEMA 1: OBTENCION DEL FORMALDEHIDO APARTIR DE METANOL DIAGRAMA DE PROCESO

Proceso de obtención de formaldehído a partir del metanol con catalizador de plata. REACCION

CH4 + H2O

CO + 3 H2

3 CH4 + CO2 + 2 H2 2 H2 + CO

CH3OH

CH2OH + ½ O2 CH3OH

4 CO + 8 H2

HCHO + H2O HCHO + H2 2

Proceso con catalizador de plata. En las primeras plantas de la fabricación de formaldehído el metanol era oxidado por medio del uso de catalizadores de cobre, que han sido casi completamente reemplazados por catalizadores de plata. La reacción catalítica de oxidación ocurre a presión atmosférica y a una temperatura que ronda entre los 600ºC y 650ºC y puede ser representada por dos reacciones que ocurren simultáneamente. CH2OH + ½ O2 CH3OH

HCHO + H2O DH = -156 KJ HCHO + H2 DH = 85 KJ

Entre el 50% y el 60% es formado por la primera reacción, que es exotérmica, y el resto por la segunda reacción, que es endotérmica. En resultado neto de ambas reacciones es una reacción exotérmica. El monóxido y dióxido de carbono y el ácido fórmico son subproductos causados por otras reacciones. En el proceso hay pérdidas físicas y pequeñas cantidades de metanol en el producto final por lo que el rendimiento global del metanol varía entre el 86% y 90% en peso. Es decir del metanol que ingresa a la planta entre un 86% a un 90% en peso del mismo se transforma en formaldehído. Se genera una mezcla de alimentación soplando aire en un recipiente con metanol calentado, generando así gases que se mezclan luego con vapor de agua. La mezcla pasa por un sobrecalentador yendo luego hasta el catalizador de plata donde se produce la reacción antes mencionada. La mezcla de gases que sale del reactor contiene formaldehído, metanol, hidrógeno, gases inertes provenientes del aire y otros subproductos en menor proporción. La mezcla es rápidamente enfriada en un generador de vapor de agua y luego en un intercambiador de calor con agua. Posteriormente ingresa por la parte inferior de una torre de absorción. En la torre de absorción el formaldehído y el metanol pasan al agua que fluye en contracorriente, separándose de los gases inertes del aire, hidrógeno y otros que se encuentran en pequeñas proporciones.

3

La mezcla líquida formada por el formaldehído junto con el metanol en agua es o enviada a una torre de destilación fraccionada (rectificación) donde el metanol es recuperado para ser reutilizado en el reactor y se obtiene el formaldehído en solución acuosa a una concentración del 55% en peso. Esta es enfriada en un intercambiador de calor con circulación de agua y luego atraviesa un equipo de intercambio iónico donde se limita el ácido fórmico residual a las admisibles, especificadas por el productor. El catalizador de plata tiene una vida útil satisfactoria, de tres a ocho meses y luego de esta, el catalizador puede ser recuperado. Este es fácilmente contaminado por el azufre. La reacción ocurre en condiciones esencialmente adiabáticas con un gran aumento de la temperatura en la superficie de entrada del catalizador. El control del la temperatura es predominantemente por balance térmico en la forma de exceso de metanol o exceso de vapor de agua, o ambos, en la alimentación. Si la planta busca obtener un producto entre el 50% y el 55% de formaldehído y no mas del 1,5% de metanol, la cantidad de vapor de agua que puede agregarse a la mezcla es limitada. El gas eliminado en la torre de absorción contiene un 20% (en moles) de hidrógeno y tiene un alto poder calorífico (2420 Kj/m3). Con el incremento del costo de los combustibles y el incremento de la importancia del medio ambiente, este gas es quemado con dos propósitos: generación de vapor y la eliminación de emanaciones de compuestos orgánicos y de monóxido de carbono a la atmósfera. El formaldehído acuoso corroe los aceros al carbono, pero el formaldehído en fase gaseosa no. Por lo tanto todas las partes de los equipos en contacto con soluciones calientes de formaldehído deben estar fabricadas con aceros inoxidables. Teóricamente el reactor y los equipos anteriores pueden estar fabricados de acero al carbono, pero en la práctica son usadas aleaciones para proteger el catalizador, que es muy sensible a la contaminación de los metales Variantes de este proceso 1. Si un producto diluido (conteniendo de 40% al 45% de formaldehído y de 1% a 1,5% de metanol) es aceptable, entonces el vapor en la mezcla de alimentación puede ser aumentado de manera tal que la relación metanol aire siga siendo superior a la del límite superior de inflamabilidad y todo el metanol presente reacciona formando formaldehído, de esta manera no se requiere de la torre de destilación lográndose significativos ahorros en energía (pués la torre de destilación necesita ser calentada con vapor) y en la inversión requerida para instalar la planta. 2. Otra variante del proceso es reutilizar el gas eliminado en la torre de absorción enviándolo al reactor. Este adicional de gas junto con vapor provee la masa 4

necesaria para el balance térmico evitando la combustión del metanol sin necesidad de exceso de metanol y todo el metanol reaccionará en el catalizador para formar formaldehído. Con este proceso se obtiene un producto con un 50% de formaldehído y 1% de metanol sin necesidad de la torre de destilación. 3. La recuperación del metanol puede ser obviada en un sistema de oxidación de dos etapas donde por ejemplo, parte del metanol es transformado en un catalizador de plata, el producto es enfriado, se agrega exceso de aire, y el metanol restante es transformado en un catalizador con oxidos de ciertos metales. En este caso el primer catalizador (de plata ) trabaja por sobre el límite de inflamabilidad superior y el segundo catalizador (de óxidos de metales) trabaja por debajo del límite inferior de inflamabilidad gracias al exceso de aire.

DIAGRAMA DE PROCESO

Proceso de obtención de formaldehído a partir del metanol con catalizadores de óxidos de metales. Proceso con catalizadores con óxidos de metales. La oxidación del metanol a formaldehído con catalizador de pentóxido de vanadio fue el primero de estos catalizadores y fue patentado en 1921, seguido en 1933 por la patente de un catalizador de acero - óxido de molibdeno, el cual es el mas 5

usado actualmente. Estos catalizadores han sido mejorados por el agregado de óxido de otros metales y métodos de activación y preparación. En 1952 fue puesta en operación la primera planta usando un catalizador de acero - óxido de molibdeno. Se estima que el 70% de la capacidad productiva instalada usa este catalizadores formados por óxidos de metales. A diferencia con el proceso con catalizador de plata, todo el formaldehído es obtenido por medio de reacciones exotérmicas a presión atmosférica y a una temperatura entre los 300ºC y los 400ºC. Con un apropiado control de la temperatura una conversión del metanol mayor a un 99% puede ser mantenida. Los subproductos no deseados son monóxido de carbono y ácido fórmico. En el proceso hay pérdidas físicas y pequeñas cantidades de metanol en el producto final por lo que el rendimiento global del metanol varía entre el 88% y 92% en peso, levemente superior al que se puede obtener en un proceso con catalizadores de plata. El metanol es vaporizado y mezclado con aire y gas eliminado de la torre de absorción ingresando luego en el reactor donde atraviesa los tubos del catalizador, es aquí donde se produce la reacción química. El calor liberado en la reacción es utilizado para evaporar el fluído de transmisión de calor, luego este es condensado para generar vapor. De esta forma se controla la temperatura del reactor. El producto abandona el reactor por la parte inferior de este, es enfriado antes de ingresar a la torre de absorción por la parte inferior de esta. La concentración final de formaldehído en el producto es controlada por el caudal de agua que ingresa a la torre de absorción por la parte superior de esta. Se llega a obtener un producto con una concentración de formaldehído superior al 55% y menos del 1% de metanol. El ácido fórmico es removido por intercambio de iones. La ausencia de una torre de recuperación de metanol es una obvia ventaja sobre el método convencional con catalizador de plata. Los catalizadores con óxidos de metales tienen una vida útil que varía entre 12 y 18 meses. Son, comparados con los catalizadores de plata más resistentes a los contaminantes. Se requiere con estos, cambios menos frecuentes pero el tiempo necesario para cambiarlos es mayor. Contrariamente con lo que sucede en una planta que usa catalizadores de plata, no se justifica económicamente incinerar el gas liberado en la torre de absorción para generar vapor. Este gas está esencialmente compuesto por nitrógeno y oxígeno con componentes combustibles (dimetileter, monóxido de carbono, formaldehído y metanol) que representan solo un pequeño porcentaje del total. Sin embargo, las presiones que sufren las empresas por mantener el medio ambiente hacen necesaria su incineración.

6

PROBLEMA 2: OBTENCION DE UREA APARTIR DE AMONIACO Y CO2 DIAGRAMA PROCESO

Diagrama del proceso completo de producción de la urea 7

La síntesis de urea a nivel industrial se realiza a partir de amoníaco (NH 3) líquido y anhídrido carbónico (CO2) gaseoso. La reacción se verifica en 2 pasos. En el primer paso, los reactivos mencionados forman un producto intermedio llamado carbamato de amonio y, en la segunda etapa, el carbamato se deshidrata para formar urea. Surge un problema dado que las velocidades de las reacciones son diferentes. La priera etapa es mucho más rápida que la segunda, con lo cuál el carbamato intermedio se acumula. Además, la primera reacción no se verifica por completo, por lo que también quedan amoníaco y dióxido libres. En adición a esto, debe mencionarse que el carbamato es un producto altamente corrosivo, por lo cuál lo que se hace es degradar la parte de carbamato no convertida a urea en sus reactivos de origen, y luego volver a formarlo.

Vemos que la primera reacción es exotérmica, y la segunda es endotérmica. Un problema del proceso es que en el segundo paso de la reacción, se forma un producto llamado biuret, que resulta de la unión de dos moléculas de urea con pérdida de una molécula de amoníaco. Este producto es indeseable por ser un tóxico. Por esta razón es necesaria su eliminación. Según lo expuesto, el proceso completo de producción de la urea puede separarse en las siguientes etapas. 1. Obtención de CO2 2. Obtención de amoníaco 3. Formación de carbamato 4. Degradación del carbamato y reciclado. 5. Síntesis de urea 6. Deshidratación, concentración y granulación

8

EJERCICIOS CAPITULO 2

9

2.1 La regla de los 6/10 se usa para escalar el costo de un proceso por efecto de la capacidad total. Deduzca el correspondiente exponente de escalamiento para el caso en que se consideren inversiones unitarias en vez de inversiones totales. Para comenzar a hacer este análisis es necesario diferenciar cada concepto. La inversión total, es la cantidad de dinero total que inviertes o en palabras más específicas, es la suma de la capital de trabajo y la inversión por componentes. La inversión unitaria, es una cantidad de dinero que tú recuperas cuando inviertes. Para ello tú necesitas un porcentaje que sabes que retornará. Ejemplo. Si tú tienes una inversión total al año de 1000 dólares, y si tienes una tasa de interés del 5%; después del año, tú tendrás 1050 dólares de regreso, en pocas palabras los 50 dólares son la inversión unitaria. Ahora en el libro nos plantean que

El ajuste de la inversión total por efecto de la capacidad del proceso sigue una regla exponencial. Dónde: Si m es menor quiere decir que: mayor capacidad por una menor inversión. Ahora nos piden cambiar la inversión total por una inversión unitaria (atención: la inversión unitaria, se recupera por un % que cambia con el tiempo) Ejemplo 2. Año 1 2

1977 1987

Inversion total 54 x106 54 x106

Cantidad total 350 300

% 0.05 0.07

Inversión unitaria 2.7 x106 3.78 x106

Expresándolo en la ecuación antes mostrada

Por lo tanto m sería un número negativo (-1.9) y la variable m cambiaría cuantiosamente. Donde: Si m es menor quiere decir que: menor capacidad por una misma inversión. 10

Finalmente podemos decir que no es muy recomendable utilizar la inversión unitaria, ya que depende considerablemente de la tasa de interés y la inversión total, y la m que se considera como un parámetro estable cambiaría mucho todos los años y eso no es bueno, porque dificultaría la interpretación del crecimiento económico de la empresa.

2.2 Una planta química para producir propileno, con una capacidad de 50, 000 T/año, requiere una inversión de 30 millones de dólares. Se desea instalar un proceso de 40,000 T/año de capacidad. El costo actual de materias primas es de 10 c/lb, el costo de energía es de 3 c/lb. Si la compañía establece una tasa de retorno mínima de 20%¿cuál es la ganancia esperada del proceso, en c/lb de producto? Indique cualquier suposición que haga. Solución



Suponemos años

Capacidad 50000 T/año, Inversión 30x1061977 Capacidad 40000 T/año1984

( 

)

Construcción (chemical): (



Costo de la materia (

) (



)

)

Consumo de energía

Supongamos que los requerimientos de energía sea de 0.06 FOET/TON 11

( (



) )(

)

Costo de operación C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp



Ventas



Utilidad bruta R=S-C



Utilidad neta

P=R-eI-t(R-dI) (



)

Ganancias ( (

) )(

12

)

2.3 Una compañía quiere instalar un proceso de 100 KT de capacidad para producir oxigeno de etileno. Si la compañía opera bajo una tasa mínima de interés de 20%. a) ¿Cuál es la ganancia esperada en ¢/lb? b) ¿Cuál debe ser el precio del producto? Información de la tecnología 

Materia primas Consumo

Etileno Oxigeno  

precio

0.88 T/T producto 21 1.1 T/T producto 2 ¢/lb

¢/lb

Consumo de energía: equivalente a 1.8 $/ T producto Inversión necesaria para un proceso de 136 KT de capacidad: $58.5 x106

Primero: inversión La Inversión 136 000 Ton es $58.5 x106 el problema ya da el dato, por lo tanto no se calcula. Segundo: Ajuste por capacidad

(

)

Tercero: Ajuste por tiempo Año

Valores chemical

del 13

1999 1977

399.6 204.1 (

)

Cuarto: Costo de materias Primas Etileno 1 c/lb 21 c/lb

22.026 USD/Ton 462.546 USD/Ton

(

)

Oxigeno 1 c/lb 2 c/lb


(

)

Quinto: costo total de las materias primas

Sexto: Consumo de energía

14

Séptimo: Costo de operación

Octavo: Utilidad Bruta Óxido de etileno = 48 c/lb (1999) 1 c/lb 48 c/lb

22.026 USD/Ton 1057.248 USD/Ton

Utilidad Bruta

Noveno: Utilidad Neta o Ganancia Total E=d = 0.1

ti=0.5

(

Decimo: ¿Cuál es la ganancia esperada en ¢/lb?

Décimo Primero: ¿Cuál debe ser el precio del producto?

15

)

2.4 Se desea instalar una planta de 40 KT de capacidad para producir cloruro de vinilideno. Haga un análisis económico de los siguientes dos procesos para decidir cuál es el más conveniente a instalar PROCESO 1 Balance de materia Coeficiente componente T/TProducto Cloro 0.92 Ácido clorhídrico 0.47 Tricloroetano 0.13 Cloruro de vinilo 0.72 Cloruro de vinilideno 1.00 Costo de energía $ 61.77/ton de producto

Precio c/lb 7.0 10.7 27.5 20.0 35.0

Inversión fija para una planta de 23 KT: $ 20.93x106 PROCESO 2 componente Cloro Ácido clorhídrico Tricloroetano Cloruro de vinilo Cloruro de vinilideno

Coeficiente T/Tproducto 0.92 0.47 0.13 0.72 1.00

Precio c/lb 7.0 10.7 27.5 20.0 35.0

Costo de energía:$109.42 /TON Inversión fija para una planta de 23 KT :$ Suponga una tasa mínima de retorno del 20%. Si necesita hacer otras suposiciones, indíquelas explícitamente Solución Proceso 1 Inversión base = 16

(

) (



Costo de la materia

(

) (



)

)

Consumo de energía

Supongamos que los requerimientos de energía sea de 0.06 FOET/TON (



)(

)


R=S-C



Utilidad neta

P=R-eI-t(R-dI) 17

(



)

Ganancias (

)

(

)(

)

Proceso 2

Inversión base = (

) (



Costo de la materia

( 

)

)

Consumo de energía 18




)(

)


R=S-C



Utilidad neta P=R-eI-t(R-dI) (



)

Ganancias ( (

) )(

19

)

El conveniente a instalar es el proceso 1 debido que hay mayores ganancias y menos consumo de energía lo cual genera un menor costo. 2.5 Cumeno puede producirse a partir de benceno y propileno. Se desea instalar un proceso usando esta ruta a 100 KT (100 000 T) de capacidad. Los datos de la tecnología se dan en seguida: Balance de materia Componente Benceno Cumeno Propileno

coeficiente T/T -0.67 1.00 -0.38

Requerimiento de energía: 0.06 FOET/T Inversión unitaria para un proceso de 127 KT (127 000 T) de capacidad (1977 $): 120 $/T Usando datos económicos de 1999 a) Estime la ganacia del proceso después de impuestos, en c/lb, y b) Estime el precio de venta de producto Suponga que el precio del aceite combustible es de 8 c/lb. Suponga una tasa de retorno de 30%, y una vida de proceso de 10 años. Primero: inversión ( Segundo:

)

Ajuste

por (

)

Tercero: Ajuste por tiempo Año 1999 1977

Valores chemical 399.6 204.1

del

(

20

)

capacidad

Cuarto: Costo de materias Primas Benceno 1 c/lb 9 c/lb


(

)

(

)

propileno 1 c/lb 12 c/lb





21

Octavo: Utilidad Bruta Cumeno = 15 c/lb (1999) 1 c/lb 15 c/lb


Utilidad Bruta


ti=0.5

(

)



22

2.6 una empresa industrial está considerando dos posibles alternativas de inversión: A1) instalar una planta de 136 KT de capacidad para producir ácido acético, que tiene un precio de venta de 20 c/lb . A2) instalar una planta de 345 KT de capacidad para producir amoniaco, que tiene un precio de venta de 15 c/lb . Indique cual alternativa sería recomendable elegir, si la compañía basa su decisión en : a) La mayor tasa de retorno b) El mayor beneficio extra Base su análisis en costos de 1990 Datos adicionales para las tecnologías Ácido acético Consumo unitario de materia primas: 0.83 de n-butano Consumo de energía: equivalente a 1.6 c/lb de producto Inversión unitaria para una planta de 136 KT (1977$):410 $/T Amoniaco Consumo unitario de materia primas : 0.42 de metano Consumo de energia: equivalente a 3.5 c/lb de producto Inversión unitaria para una planta de 345 KT(1977$):230$/T Suponga los siguientes precios n-butano:4 c/lb metano 4c/lb índices económicos E=d=.1 t=0.5 imin=0.15 Indique explícitamente cualquier suposición adicional que haga Solución Ácido acético 23

136 000  1977 136 000 1990 (

) (



Costo de la materia

(

( 

)

)

)(

)(

)

Consumo de energía




)(

)







Utilidad neta 24

P=R-eI-t(R-dI) (



Tasa de retorno ROI=P/I



Beneficio extra V=P-imin*I

Amoniaco 345 000  1977 345 000 1990 (

) (



Costo de la materia

25

)

)

( 

)(

)(

)

Consumo de energía




)(

)

Costo de operación

C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp



Utilidad bruta

R=S-C



Utilidad neta

P=R-eI-t(R-dI) (



Tasa de retorno

ROI=P/I

Beneficio extra 26

)

V=P-imin*I

La mejor es la alternativa 2 por que tiene una mayor tasa de retorno y un beneficio extra 2.7 se desea instalar un proceso para la producción de acetona a partir de isopropanol con una capacidad de 100 KT (100 000 T) a) Estime la utilidad unitaria después de impuestos. b) Estime el precio de venta del producto. Base de análisis en datos de 1999. Tecnología Consumo unitario de materias primas 1.11 de isopropanol 0.04 de nitrógeno Consumo de energía 0.33 FOET/T Inversión unitaria para una planta de 68 KT (1977 $) : 160 $/T Suponga para nitrógeno 5 c/Lb, y para el aceite combustible 8 c/Lb. Parámetros económicos e=d= 0.1 t=0.5 i min= 0.15 Primero: inversión ( Segundo:

Ajuste

por (

)



)

del

27

capacidad

(

)

Cuarto: Costo de materias Primas Nitrógeno 1 c/lb 5 c/lb


(

)

isopropanol 1 c/lb 34 c/lb


(




28

)

Octavo: Utilidad Bruta Acetona = 40 c/lb (1999) 1 c/lb 40 c/lb


Utilidad Bruta


ti=0.5

(



29

)

2.8 Se desea instalar una planta de 40 KT de cloruro de vinilideno. Basado en la información de las tres tecnologías que se reportan en seguida, detecte la alternativa que proporciona el menor costo de producción. Base su análisis en costos de 1996. Tecnología 1 Balance de materia componente Cloro Etileno Dicloroetano Ácido clorhídrico Hidróxido de sodio Cloruro de vinilideno

Coeficiente T/TProducto -1.03 -.09 -0.83 .43 -.46 1.00

Costo de energía: $36/ton de producto Inversión fija para una planta de 23 KT :$14.49x10 6(1977$) 23000  1977 40000 1996 (

) (



)

Costo de la materia

(

)(

)(

) 30



Consumo de energía




)











Tecnología 2 Balance de materia componente Cloro

Coeficiente T/TProducto -0.92 31

)

Ácido clorhídrico Tricloroetano Cloruro de vinilo Cloruro de vinilideno

0.47 0.13 -0.72 1.00

Costo de energía: $61/ton de producto Inversión fija para una planta de 23 KT:$20.93x106(1977$) 23000  1977 40000 1996 (

) (



Costo de la materia

( 

)

)(

)(

)

Consumo de energía




)

Costo de operación

C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp

32

( 

)




Utilidad neta

P=R-eI-t(R-dI) (



)


Tecnología 3 Balance de materia componente Cloro Etano Cloruro de etilo Ácido Clorhídrico Cloruro de vinilideno

Coeficiente T/TProducto -3.01 -0.56 0.08 2.11 1.00

Costo de energía: $109/ton de producto Inversión fija para una planta de 23 KT:$25.3 x106(1977$) Otros datos: Depreciación 10% , tasa de impuestos 50% Tasa de retorno mínima 15% Se desea tener un mes de inventarios como capital de trabajo T=toneladas métricas Escriba cualquier suposición adicional que haga 33

23000  1977 40000 1996 (

) (



Costo de la materia

( 

)

)(

)(

)

Consumo de energía




)


( 

)


34






)


La primera tecnología es la más adecuada porque da una mayor utilidad neta y es la más económica 2.9 Se puede producir estireno por des hidrogenación de etilbenceno. Los datos técnicos para esta tecnología son los siguientes: Balance de materia Componentes Benceno Etilbenceno Estireno Tolueno

coeficiente, T/T de producto 0.05 -1.15 1.00 0.05

Requerimientos primarios de energía: 0.32 FOET/ T Inversión unitaria para una planta de 454 KT (1977$): 190 $/T a) Estimar el costo de producción del estireno en 1999 Tome el costo del aceite combustible como 8 c/lb Primero: inversión (

)

Segundo: Ajuste por capacidad, suponiendo que se quiere producir 100 KT.

35

(

)



del

(

)



(

)

etilbenceno 1 c/lb 25 c/lb


(

estireno 1 c/lb

22.026 USD/Ton 36

)

22 c/lb

484.57 USD/Ton

(

)

tolueno 1 c/lb 9 c/lb


(

)




b) Repita el inciso anterior suponiendo que la planta opera al 50% de su capacidad nominal Octavo: Costo de operación con operación del 50% en ambas capacidades (

)

2.10 considere el proceso de producción de Cumeno, cuyos datos técnicos se dan en el ejemplo 2.3 .considerando el mismo escenario económico, calcule la tasa de retorno si el precio de venta del producto se fija en 33 c/lb 37

y el proceso opera a un 80% de su capacidad nominal debido a limitación de mercado. Información de la tecnología 

Materia primas Consumo

Etileno Oxigeno  

precio

0.88 T/T producto 21 1.1 T/T producto 2 ¢/lb

¢/lb

Consumo de energía: equivalente a 1.8 $/ T producto Inversión necesaria para un proceso de 136 KT de capacidad: $58.5 x106

Primero: inversión La Inversión 136 000 Ton es $58.5 x106 ,pero como el proceso opera al 80% de su capacidad por lo tanto el 80 % de 136 000108800 entonces 136 00058.5 x106 x=$46.8 x106

108800x

Segundo: Ajuste por capacidad

(

)



del

( Cuarto: Costo de materias Primas Etileno 1 c/lb

22.026 USD/Ton 38

)

21 c/lb

462.546 USD/Ton

(

)

Oxigeno 1 c/lb 2 c/lb


(

)




Octavo: Utilidad Bruta Óxido de etileno = 33 c/lb (1999) 1 c/lb

22.026 USD/Ton 39

33 c/lb

726.858 USD/Ton

Utilidad Bruta


ti=0.5

(

)

ROI =P/I

4% de tasa de retorno

2.11 anhídrido maléico, usado principalmente en la producción de poliésteres, se puede producirse mediante la oxidación de benceno. En seguida se dan los datos técnicos de esta tecnología. Componente Benceno Anhídrido maléico

coeficiente, T/T de producto -1.19 1.00

Consumo de energía 0.15 FOET/T 40

Inversión unitaria para una planta de 27 000 T (1977 $) : 910 $/T Un grupo industrial tiene interés en instalar una planta basada en esta tecnología, con una capacidad de 20 000 T. El análisis se desea basar en precios de 1999. Si el precio de venta se fija en 55 c/lb, estime la tasa de retorno. Tome el precio del aceite combustible como 8 c/Lb. Primero: inversión (

)

Segundo: Ajuste por capacidad, suponiendo que se quiere producir 100 KT. (

)



del

(

)



(

)

Anhídrido Maléico 41

1 c/lb 53 c/lb


(




Octavo: Utilidad Bruta Poliésteres = 55 c/lb 1 c/lb 55 c/lb


Utilidad Bruta

Noveno: Utilidad Neta o Ganancia Total 42

)

E=d = 0.1

ti=0.5

(

)

Estime la tasa de retorno

Podemos concluir que el proceso es muy poco rentable.

2.12 se han encontrado los siguientes datos para un proceso de producción de ciclohexano.La inversión requerida es de $510000. El capital de trabajo es de $159000.Los costos de operación son de 2257400 $/año, mientras que las ventas anuales son de $2400000. ¿Cuál es la tasa de retorno del proceso? Indique explícitamente cualquier suposición que haga. Solución     

Inversión I=510000 Costos de operación C=2257400 Ventas S=2400000 Utilidad bruta R=S-C=2400000-2257400=.1426x106 Utilidad neta P=142600-.1(510000)-0.5(142600-0.1(510000))=.0458x106



Tasa de retorno ROI=

8% de tasa de retorno

43

2.13 Ácido tereftálico, usado para la producción de poliéster, puede producirse mediante oxidación con aire de p-xileno en presencia de un catalizador de cobalto – manganeso – bromo. Los siguientes son datos técnicos de esa tecnología. Balance de materia Componente

Coeficiente, T/T de producto

Ácido acético

- 0.06

Ácido tereftálico

1.00

p-xileno

- 0.67

Requerimientos de energía: 0.34 FOET/T Inversión unitaria para una planta de 150 KT (1977$): 910$/T Se desea hacer un análisis de un proceso de 120 KT basado en costos de 1986. a) Si la planta opera a capacidad completa, estime el precio de venta del producto. b) Si el precio del producto se fija en 40 c/lb y el proceso opera a 75% de capacidad, estime la tasa de retorno. Ácido acetico: 25 c/lb p-xileno: 20 c/lb

( (

( (

)(

) )

)(

)

) (

)

(

)

44

(

)

[

Ahora con 75% de capacidad

(

)

(

( (

)(

)

)(

) (

)

(

(

[

[

)

)

)

]]

45

[

]]

2.14 Considere el proceso de disproporcionación de tolueno para producir benceno y xileno. Hengstebeck y Banchero estimaron una inversion en equipo principal de 3,742,000 dólares ($1969). Otros aspectos del proceso se dan a continuacion. Los costos están en precios de 1969. Costos de servicos, en miles de dolares por año: Electricidad 322000 USD/año Vapor

520000 USD/año

Agua

30000 USD/año

Materiales, BCD (60 oF) Tolueno alimentado 3780 Productos Benceno

1590

Xileno

2000

H2 alimentado, 106 SCFD 1.88 Aceite combustible, 106 Btu/dia 1700 Notas: BCD= barriles por dia SCFD= pies cubicos estándar/ dia En base a los datos mostrados, estime a) El costo de operación del proceso. b) La rentabilidad del proceso. Interprete el resutado.

46

c) La rentabilidad del proceso si éste opera al 70% de su capacidad nominal. Interprete el resultado. Haga sus estimaciones usando precios de 1986

1) Calculo de materias primas tolueno ⁄ hidrogeno ⁄ Costo total de materia: 11.59 X 106 Costo total de servicios=1.20 x 106 a) Solulucion:

b) Solucion:

Conversión de la venta: Benceno: (

) (

⁄

⁄

Xileno}:

47

)

(

) (

⁄

⁄

)

Venta total: 53.15 x 10 ala 6 c)

Utilidad bruta:

d) Utilidad neta: {

[

]}

e) Tasa de retorno: Solución del inciso b)

2.15 Repita el problema anterior usando los datos que para esta tecnología reportan Rudd y colaboradores. Componente

Coeficiente T/T producto

Benceno

1.00

Aceite combustible

0.01

Tolueno

-2.69

Xilenos

1.61

Consumo de energía 0.28 FOET/T Inversion unitaria para una planta de 90 KT (1977$) 90$/T a) El costo de operación del proceso. b) La rentabilidad del proceso. Interprete el resutado. c) La rentabilidad del proceso si éste opera al 70% de su capacidad nominal. Interprete el resultado.

(

)

48

(

(

)(

(

)(

)

)

)

[

2.16 Considere ahora la producción de benceno mediante hidrodealkilación de tolueno. Los datos técnicos son los siguientes: Componente Benceno Hidrógeno

coeficiente T/T producto 1.00 - 0.07

Metano

0.24

Tolueno

- 1.20

Consumo de energía 0.08 FOET/T Inversión unitaria para una planta de 90 KT (1977$) 60$/T Establezca una comparación del panorama económico de esta tecnología con respecto a la del problema anterior. Tomando 1986

49

]

(

)

(

(

)(

(

)(

)(

)(

)(

)

(

)(

)(

)

)

)

[

[

]]

2.17 Para el caso de la tecnología de hidrodealkilación de tolueno del problema anterior, compare la tasa de retorno que se obtiene cuando el proceso opera al 50% de su capacidad con respecto a la esperada si el proceso opera a capacidad completa

(

)

50

(

(

)(

(

)(

)

(

)(

)

)

)

[

]

2.18 Se desea construir una planta de 15,000 toneladas por año de capacidad para producir ciclohexanol mediante oxidación de ciclohexano. A partir de la información técnica y económica que se proporciona, estime: a) El precio de venta de ciclohexanol en 1999 b) La utilidad del proceso, en c/lb Datos técnicos del proceso Balance de materia Componente

Coeficiente. T/T de producto

Ciclohexano

-1.64

Ciclohexanol

1.00

Ciclohexanona

0.38

Hidróxido de sodio

-0.13 51

Energía requerida como servicos: 0.43 FOET/T Inversión unitaria para una planta de 23 KT de capacidad (1977 $): 550$/T

( (

) )

(

)(

)

(

[ (

)

(

)(

(

)(

)(

)

]

)

)

2.19 El tereftalato de dimetilo puede producirse a partir de p-xileno. A continuación se dan los datos técnicos de esta tecnología. Balance de materia Componente

Coeficiente, T/T

52

Tereftalato de dimetilo

1.00

Metanol

- 0.41

p- xileno

- 0.63

Consumo de energía: 0.32FOET/T Inversión unitaria para una planta de 150 KT (1977$) 820$/T Se desea evaluar la factibilidad de instalar una planta de 120 KT de capacidad para producir este compuesto. Base su análisis en datos de precios de 1996. a) Estime la tasa de retorno esperada para este proceso. b) Si la tasa mínima de retorno establecida por la compañía es de 0.15, Calcule el beneficio extra. Interprete el resultado.

( (

[

) )

]

53

2.21. Anhídrido maleico, usado principalmente en la producción de poliésteres, puede producirse mediante la oxidación benceno. En seguida se dan los datos técnicos de esta tecnología. Balance de materia Componente Benceno Anhídrido maleico

Coeficiente T/T de producto -1.19 (reactivo) 1.0 (producto)

Consumo de energía: 0.15 FOET/T Inversión unitaria para una planta de 27000 T (1977 $/T Un grupo industrial tiene interés en instalar una planta basada en esta tecnología, con una capacidad de 20000 T. El análisis se desea basar en precios de 1999. Si el precio de venta se fija en 50 c/lb, estime la tasa de retorno. 0) Inversión ajustada por tiempo:

1) Calculo de la materias primas: (

) (

)

2) Costo de operación del proceso:

3) Conversión de la venta: (

4)

) (

⁄

Utilidad bruta:

5) Utilidad neta:

54

⁄

)

{

[

]}

6) Tasa de retorno:

CONCLUSION: por el resultado de la tasa de retorno la planta no es rentable.

2.22. Considere las tres tecnologías reportadas por Rudd et al. (petrochemical tecnology assement, John wiley, 1981) para producir cloruro de vinilo. a) Estime los precios de venta para cada tecnología suponiendo que cada proceso se opera a su capacidad nominal. b) Estime los precios de venta para cada tecnología si cada proceso se opera a un nivel de producción de 150 KT/año. c) Estime los precios de venta de cada tecnología basados en procesos de una capacidad nominal de 150 KT /año, y haciendo uso completo de esa capacidad. Base su análisis económico en dato de 1999. Tome el precio del aceite combustible como 8 C/lb. a) Precio del cloruro vinilo (1999)= 14 C/lb Precio del dicloetano (1999)= 17 Precio del ac.Clorhidrico (1999) = 265

Dicloroetano---------------------- cloruro de vinilo + HCl 1) Balance de materia 1 Ton métrica de cloruro de vinilo 1.19 Ton métricas de dicloroetano

55

Ejercicios Capitulo 3

56

3.1 Estime el costo en 1998 de un horno de proceso que procesa 150 millones de Btu/hr, construido de acero inoxidable y que opera a 2,200 psi. Indique explícitamente cualquier suposición adicional que haga.

Costo base de la unidad Cb= 350,000 USD

Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 0.31 Fd= 1 Fm= 0.75

Fob= 〔 Cb ( Fd + Fp + Fm ) 〕 Fob= 〔 350,000 ( 1 + 0.31 + 0.75 ) 〕= 721,000 USD.

Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 2.3 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 350,000 x 2.3) = 805,000 USD

Costo modulo denudo ajustado

Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 805,000 + ( 721,000 – 350,000 )= 1,176,000 USD

57

Base de referencia Año 1968= 113.7 Año 19980 389.5

Costo del horno de proceso Costo = Cmda( I 1998/ I 1968) X 1.15 Costo = 1,176,000 ( 389.5/ 113.7) X 1.15= 4.63 X 106 USD

3.2. Considere el sistema mostrado de la página 52. a) estime el costo de instalación de los tres equipos principales en el año 2000 usando el método de Guthrie. b) estime el costo de operación del sistema. Suponga 8500 horas de operación ala año y los siguientes costos de servicios para ese año: Costo de vapor: $1.00 por millón de BTU Agua de enfriamiento: $0.40 por millón de BTU Carga térmica del condensador: 8.7 x 10 ala 6 BTU/HR Agua de enfriamiento: Tent = 80°F, Tsal=110°F

58

Datos adicionales: Torre de destilación 7 ft diámetro 15 platos con 2ft espaciamiento Hervidor Área 2,000 ft2 Carga térmica 9.5 x 10 ala 6 BTU/HR Suponer un coeficiente global de transferencia de calor para el condensador y el hervidor de 200 BTU / HR FT2 °F. A) Costo de la torre de destilación: 1) Costo de platos instalados (tabla 16)

H= 15*2FT= 30 FT Cb= $ 3000 2) Costo ajustado Costos de platos= [costo base *(Fs + ft + fm) ] (tabla 17) Se elige tipo rejilla y de acero al carbón Cfob= 3000*(1.0+0+0) = 3000 USD 3) Factor del modulo desnudo 59

CMD= Cb * FACTOR = 3000*4.34 CMD= 13020 4) Costo del módulo desnudo ajustado:

5) Costo de la torre de destilación: Base de referencia 1968 (

)

(

)

(

)

COSTO DEL HERVIDOR: 1) Costo base (tabla 7) Cb= $ 10400 2) Costo ajustado Tipo de diseño: reboiler Presión: 14.50 psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 10400*(1.35+0+1.0) = 24440 USD 3) Factor del modulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 10400*3.39 CMD= 35256 4) Costo del módulo desnudo ajustado:

5) Costo del hervidor: Base de referencia 1968 (

)

COSTO DEL CONDENSADOR: 60

1) Costo base (tabla 7) Cb= $ 8500 2) Costo ajustado Tipo de diseño: condensador, cabezal flotante Presión: 14.50 psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 8500*(1.0+0+1.0) = 17000 USD 3) Factor del modulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 8500*3.39 CMD= 28815 4) Costo del módulo desnudo ajustado:

5) Costo del condensador Base de referencia 1968 (

)

(

)

COSTO TOTAL= SUMA DE LOS TRES EQUIPOS: = 241545.955 USD b) COSTO DE OPERACIÓN DEL SISTEMA: Por balance de materia y energía se calcula el agua de enfriamiento:

Cop= (103868*400000)+(22000*1000000)= 6.35 x 10 ala 10 $/hr =5.39 x 10 ala 14 $/año

3.3 Se esta considerando el proceso que se muestra en la figura. En el reactor se lleva acaBo la reacción

61

El sistema de separación produce una corriente de alta concentración de B para venderse.

Estime la inversión de los tres equipos de proceso usando el método de Guthrie. Base de estimaciones a 1999.

REACTOR CONTINUO TIPO TANQUE


Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 1.00 Fm= 1.00 Fob= 〔 Cb X Fp X Fm ) 〕 Fob= 〔 1000 X 1 X 1 ) 〕= 1000 USD. Costo de modulo desnudo 62

Factor de modulo= 4.34 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 1,000 x 4.34) = 4,340 USD


Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 4,340 + ( 1000 – 1000 )= 4,340 USDBase de referencia Año 1968= 113.7 Año 1999= 390.6

Costo del Reactor continuo tipo tanque del proceso

Costo = Cmda ( I 1999/ I 1968) X 1.15 Costo = 4,340 ( 390.6/ 113.7) X 1.15= 17,145.8 USD

SEPARADOR FLASH Costo base de la unidad Cb= 3,200 USD

Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 1.00 Fm= 1.00 Fob= 〔 Cb X Fp X Fm ) 〕

63

Fob= 〔 3,200 X 1 X 1 ) 〕= 3,200 USD. Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 4.34 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 3,200 x 4.34) = 13,888 USD


Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 13,888 + ( 3,200 – 3,200 )= 13,888 USD

Base de referencia Año 1968= 113.7 Año 1999= 390.6

Costo del Separador flsh del proceso


CONDENSADOR DE TUBO Y CORAZA


Costo ajustado

64

Factores de ajuste Fp= 0 Fd= .85 Fm= 1.75

Fob= 〔 Cb ( Fd + Fp ) Fm 〕 Fob= 〔 3,000 ( .85 + 0 ) 1.75 〕= 4,462.5 USD



Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 10,170 + ( 4,462.5 – 3000 )= 11,632.5 USD

Base de referencia Año 1968= 113.7 Año 1999= 390.6 Costo del Condensador de tubo y coraza del proceso

Costo = Cmda ( I 1999/ I 1968) X 1.15 Costo = 11,632.5 ( 390.6/ 113.7) X 1.15= 45,956 USD

65

INVERIÓN REQUERIDA PARA ESTE PROCESO Cr + Cs + Cc = 17,145.8 + 54,866.7 + 45,956= 117,968.5 USD 3.4. Para el proceso mostrado en el problema 3.3, un grupo de externo ha estimado que la inversión actual equivale a 1 millón de dólares. La capacidad del proceso es de 1 KT /año y se consumen 1.1 T de A por cada T de B. el precio de B en el mercado es de 35 C/lb. En el condensador, la temperatura de entrada del agua de enfriamiento es de 25°C y la de la salida de 40°C. El calor latente de B es de 1000 BTU/ lb. El costo del agua de enfriamiento es de 5x 10 ala -4 $/lb. Se está negociando el precio de la materia prima A. ¿Cuál debe ser el precio máximo de A que la compañía puede pagar para que el proceso sea rentable? Use parámetros económicos típicos.

costo de operación del proceso= costo de materia prima + costo de servicio + .05inv costo de materia prima: coeficiente 1.1 costo 292.676031 capacidad 1000 costo= 321943.634

T/TP $/T T/AÑO $/año

costo del servicio

0.01785

.05*inv

50000

156.366

$/año

costo de operación:

372100

S= cap*venta=

772100

R=s-c=

$/hr

$/año

400000

inv= 1000000 utilidad neta: P=R-ei-t(R-di)=P

150000 66

$/año

$/año

precio de venta anual tasa de retorno= p/inv

0.15

El precio máximo para la materia prima A es de 292.67 para que sea rentable el proceso ya que se resolvió por solver metiendo como objetivo el 15% de tasa de retorno para el proceso, y como variable el costo de materia prima. 3.5 Se desea estimar la inversión requerida para la siguiente parte de un proceso en desarrollo

(a) Estime la inversión requerida para cada uno de los equipos usando el método de Guthrie. Base de su estimación para 1998. (b) Calcule el costo anual de vapor para que este esquema si su costo unitario es de 1₡/lb y se trabajan 8,500 horas al año. (c) Si la corriente de salida del reactor se desea vender, y se desprecia el precio de la materia prima, estime el precio de venta si se desea una tasa mínima de recuperación después de impuestos del 15%. Suponga que la producción de la mezcla a vender es equivalente a 2,000,000 lb/año

INTERCAMBIADOR DE CALOR Calculo del área en Ft2 Q= (FA) ( Cp) ( T2-T1) Q= ( 50,000 lb/hr ) ( 1 Btu/lb 0F ) (177-77 ) 0F = 5,000,000 Btu/hr 67

LMDT= (Δ T2- Δ T1) / ln (Δ T2- Δ T1) ΔT2= ( 212- 177 )0F = 350F ΔT1= ( 100 - 77)0F= 25 0F

LMDT= (35-25) / ln (35/25) = 29.7

A= Q / ( U X MLDT) A= (5000,000 Btu/hr) / (200 Btu/hr ft2 0F x 29.7 ) = 841.7 ft2

INTERCAMBIADOR DE CALOR


Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 0 Fd= 0.85 Fm= 1.82

Fob= 〔 Cb ( Fd + Fp ) Fm 〕 Fob= 〔 7,500 ( 0.85 + 0 ) 1.82 〕= 11,602.5 USD.

68

Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 3.39 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 7.500 x 3.39) = 25,425USD


Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 25,425+ ( 11,602.5 – 7,500 )= 29,527.5USD


Costo del Intercambiador de calor del proceso

Costo = Cmda ( I 1998/ I 1968) X 1.15 Costo = 29,527.5 ( 389.5/ 113.7) X 1.15= 116,324.5 USD

REACTOR

69


Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 1.05 Fm= 1.00

Fob= 〔 Cb X Fp X Fm ) 〕 Fob= 〔 1,800 X 1.05 X 1.00 ) 〕= 1,890 USD.

Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 4.34 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 1890 x 4.34) = 8,202.6 USD


Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 8,202.6 + ( 1,890 – 1,800 )= 8,292.6 USD

Año 1968= 113.7389.5 Año 1998=389.5

70

Costo del Tanque vertical de proceso


3.6. El diagrama de flujo que se muestra representa una alternativa para producir etanol mediante fermentación:

La producción deseada de la corriente de etanol es de 100 x 10 ala 6 lb/año. La concentración de etanol a la salida del fermentador es de 150g/L. Para fines de estimación preliminar se puede suponer que la corriente de salida del fermentador es una mezcla de etanol y agua. a) Usando el método de guthrie estime la inversión de los principales componentes del proceso (fermentador, columna, condensador y calderin). Refiera su estimación para 1990. b) Estime el precio de venta de producto. El costo de materias primas puede tomarse como el costo del sustrato que equivale a 20 c/lb. El costo de vapor es de 1x10 -2 $/lb y el del agua de enfriamiento 5x10-4 $/lb. La columna de destilacion opera auna razón de reflujo de 4 (en base masica). Indique explícitamente cualquier suposición que haga. A) Costo de la torre de destilación: 6) Costo de platos instalados (tabla 16) 71

Cb= $ 700 7) Costo ajustado

Espaciamiento= altura/#platos= 15/10=1.5 ft = 18 pulg Costos de platos= [costo base *(Fs + ft + fm) ] (tabla 17) Se elige tipo válvulas, acero al carbón Cfob= 700*(1.4+0.4+0) = 1260 USD 8) Factor del modulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 700*4.34 CMD= 3038 9) Costo del módulo desnudo ajustado:


)

(

COSTO DEL HERVIDOR: 6) Costo base (tabla 7) Cb= $ 18000 7) Costo ajustado Tipo de diseño: reboiler Presión: 6 psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 18000*(1.35+0+1.0) = 42300 USD 8) Factor del modulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 42300*3.39 CMD= 143397 72

)

9) Costo del módulo desnudo ajustado:


)

(

)

(

)

COSTO DEL CONDENSADOR: 6) Costo base (tabla 7) Cb= 20000 $ 7) Costo ajustado Tipo de diseño: condensador, cabezal flotante Presión: 7 psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 20000*(1.0+0+1.0) = 40000 USD 8) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 20000*3.39 CMD= 67800 9) Costo del módulo desnudo ajustado:

10) Costo del condensador Base de referencia 1968 (

)

COSTO DEL FERMENTADOR: 1) Costo base (tabla 7) Cb= 3000 $ 2) Costo ajustado

73

Tipo de diseño: acero al carbon Presión: 7 psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 3000*(1.0+1.0+1.0) = 9000 USD 3) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 3000*4.34 CMD= 13020 4) Costo del módulo desnudo ajustado:

5) Costo del FERMENTADOR Base de referencia 1968 (

)

(

)

COSTO TOTAL= SUMA DE LOS CUATROS EQUIPOS: = 674252

USD

3.7 Considere la columna de destilación con los datos que se muestran en la figura.

La columna se opera a presión atmosférica. Se desea hacer una estimación preliminar de la inversión que requiere el sistema en 1995. (a) Estime la inversión requerida para el condensador. (b) Estime la inversión requerida para la columna.

74

CONDENSADOR DE TUBO Y CORAZA


Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 0 Fd= .85 Fm= 1.78

Fob= 〔 Cb ( Fd + Fp ) Fm 〕 Fob= 〔 5,000 ( .85 + 0 ) 1.78 〕= 7565 USD



Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 16,950+ ( 7565 – 5000 )= 19,515 USD

75


Costo del Condensador de tubo y coraza del proceso

Costo = Cmda ( I 1999/ I 1968) X 1.15 Costo = 19,515 ( 381.1/ 113.7) X 1.15= 75,222 USD

COLUMNA DE DESTILACIÓN

Costo base de Los platos instalados Cb= 400 USD

Costo de platos Factores de ajuste Fs= 2.2 Ft= 0 Fm= 0

Fob= 〔 Cb ( Fs + Ft + Fm ) 〕 Fob= 〔 400 ( 2.2 + 0 + 0 ) 〕= 880 USD.

Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 4.34 Cmd= ( Cb x Factor)

76

Cmd= ( 800 x 4.34) = 3,472 USD


Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 3,472 + ( 880 – 400 )= 3872 USD


Costo de la columna

Costo = Cmda ( I 1998/ I 1968) X 1.15 Costo = 3,872 ( 381.1/ 113.7) X 1.15= 14,924.9 USD 3.8 una columna de destilación procesa 12000lb/hr de una solución acuosa que contiene 5% de amoniaco en peso, y produce un flujo de destilado de 3000lb/hr con una concentración de 20% en peso. Estime la inversión total requerida para los tres componentes de equipo en 1997. Indique explícitamente cualquier suposición que haga. Datos de la columna: Diámetro=3.5 ft;altura=8ft; con 5 platos espaciamiento de 1 ft y de acero al carbón. Datos del hervidor:

77

de

cachucha

(o campanas) con

Área= 200ft2, tipo kettle, acero inoxidable por los tubos y acero al carbón por la coraza Datos del condensador: Área=2000ft2, tubo y coraza, monel por los tubos y acero al carbón por la coraza

INVERSION TOTAL DE LA COLUMNA A) Costo de la torre de destilación: 11) Costo de platos instalados (tabla 16) Cb= $ 350 12) Costo ajustado Costos de platos= [costo base *(Fs + ft + fm) ] (tabla 17) De campana y acero al carbón Cfob= 350*(2.2+1.8+0) = 1400 USD 13) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 350*4.34 CMD= 1519 14) Costo del módulo desnudo ajustado:


)

(

COSTO DEL HERVIDOR: 11) Costo base (tabla 7) Cb= $ 3000 12) Costo ajustado 78

)

Tipo de diseño: tipo kettle, acero inoxidable por los tubos y acero al carbón por la coraza Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 3000*(1.35+0+1.0) = 7050 USD 13) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 3000*3.39 CMD= 10170 14) Costo del módulo desnudo ajustado:


)

(

)

COSTO DEL CONDENSADOR: 11) Costo base (tabla 7) Cb= $ 10400 12) Costo ajustado Tipo de diseño: tubo y coraza, monel por los tubos y acero al carbón por la coraza Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 10400*(.85+0+3.1) = 41080 USD 13) Factor del modulo desnudo CMD= Cb * FACTOR =10400*3.39 CMD= 35256 14) Costo del módulo desnudo ajustado:

15) Costo del condensador Base de referencia 1968

79

(

)

(

)

COSTO TOTAL= SUMA DE LOS TRES EQUIPOS: = 198391 USD 3.9 Considere el diagrama de flujo que se muestra enseguida. Estime la inversión requerida para este proceso para el año 2000 usando el método de Guthrie.

INTERCAMBIADOR DE CALOR


Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 0 Fd= .85 Fm= 2.30

Fob= 〔 Cb ( Fd + Fp ) Fm 〕

80

Fob= 〔 8,000 ( .85 + 0 ) 2.30 〕= 15,640 USD.



Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 27,120 + ( 15640 – 8,000 )= 34,760 USD


Costo del Intercambiador de calor del proceso

Costo = Cmda ( I 2000/ I 1968) X 1.15 Costo = 34760 ( 394.1/ 113.7) X 1.15= 139,290.4 USD

REACTOR CONTINUO TIPO TANQUE

Costo base de la unidad Cb= 3500 USD

81

Costo ajustado

Factores de ajuste Fp= 1.00 Fm= 2.25

Fob= 〔 Cb X Fp X Fm ) 〕 Fob= 〔 3500 X 1 X 2.25 ) 〕= 7875 USD.

Costo de modulo desnudo

Factor de modulo= 4.34 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 3500 x 4.34) = 15,190 USD


Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 15,190 + ( 7875 – 3500 )= 19,565 USD

Base de referencia Año 1968= 113.7

82

Año 2000= 394.1

Costo del Reactor continuo tipo tanque del proceso


INVERIÓN REQUERIDA PARA ESTE PROCESO Ci + Cr = 139,290.4+77,987.2 = 217,277.6 USD

3.10. Calcular mediante el método de guthrie el costo en 1990 un intercambiador de calor de cabezal flotante con un área de 1000ft2 que va a operar a presiones moderadas, construido de acero al carbón por la coraza y monel por los tubos. COSTO DE UN INTERCAMBIADOR DE CALOR: 1) Costo base (tabla 7) Cb= $ 9000 2) Costo ajustado Tipo de diseño: cabezal flotante Presión: MODERADA Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 9000*(1.0+0+2.5) = 31500 USD 3) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 9000*3.39 CMD= 30510 4) Costo del módulo desnudo ajustado:

5) Costo del INTERCAMBIDOR Base de referencia 1968 83

(

)

(

)

3.11 Considere el sistema tanque-enfriador mostrado en la figura. Estime la inversión que este proceso requeria en 1968 de acuerdo al método de Guthrie.

TANQUE VERTICAL


Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 1.05 Fm= 1.00

Fob= 〔 Cb X Fp X Fm ) 〕 Fob= 〔 1,800 X 1.05 X 1.00 ) 〕= 1,890 USD.

84

Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 4.34 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 1890 x 4.34) = 8,202.6 USD


Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 8,202.6 + ( 1,890 – 1,800 )= 8,292.6 USD

Año 1968= 113.7

Costo del Tanque vertical de proceso


ENFRIADOR

Costo base de la unidad Cb= 6,000USD

85

Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 1.05 Ft= 0.10 Fm= 1.85

Fob= 〔 Cb ( Fp + Ft + Fm ) 〕 Fob= 〔 6,000 ( 1.05 + 0.10 + 1.85 ) 〕= 18,000 USD.



Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 45,720 + ( 18,000 – 6,000 )= 57,720 USD

Año 1968= 113.7

Costo del Enfriador de proceso

86

Costo = Cmda( I 1998/ I 1968) X 1.15 Costo = 57,720 ( 113.7/ 113.7) X 1.15= 66,378 USD

INVERIÓN QUE SE REQUERIA PARA ESTE PROCESO Ct + Ce = 9,536.4 + 66,378 = 75,914.49 USD

3.12. La des hidrogenación de etilbenceno se realiza a 600°C con la adición de

Vapor a altas temperaturas. Estime la inversión necesaria para el generador de vapor y el reactor usando el método de gthrie. Haga sus estimaciones para 1980.

COSTO DE UN GENERADOR DE VAPOR: 1) Costo base (tabla 3) 87

Cb= $ 350000 2) Costo ajustado Tipo de diseño: calentador; acero al carbón; presión= 700psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 350000*(1.0+.10+0) = 385000 USD 3) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 350000*2.30 CMD= 805000 4) Costo del módulo desnudo ajustado:

5) Costo del generador de vapor Base de referencia 1980 (

)

(

COSTO DE UN REACTOR CATALITICO: 1) Costo base (tabla14) Cb= $ 35000 2) Costo ajustado Tipo de diseño: ACERO INOXIDABLE Presión: 600PSI Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 35000*(1.60+2.25+3.67) = 263200 USD 3) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 35000*4.34 CMD= 151900

88

)

4) Costo del módulo desnudo ajustado:

5) Costo del reactor Base de referencia 1968 (

)

(

)

Costo total del proceso=costo de generador de vapor y el reactor= 2311110.811

89

CONCLUSION Se conoció cuáles son los cálculos que se hace para conocer los datos de algunos procesos para escoger cuál es el diseño más rentable que tienen dichos procesos.se conoció en que consiste Inversión fija, costo de operación, costo unitario, costo de energía, tasa de retorno , beneficio extra, los índices de construcción, costo de materia prima ,etc. Así como también a como calcular cada una de ellas y con respecto a esas escoger cual es el diseño más rentable que tienen algunos procesos.

BIBLIOGRAFIA

 DISEÑO DE PROCESOS EN INGENIERIA QUIMICA ARTURO JIMENEZ GUTIERREZ EDITORIAL REVERTE,S.A.

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Diseño 1 Capitulo 2 y 3

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