UNIVERSIDAD ACIONAL D INGNIRÍA FACULTAD DE INGENERÍA QUÍMCA Y MANFACTURERA
.. PROYECTO DE DISEÑO DE UNA PLANTA DE AMONIACO A PARIR DEL GAS NATURAL. NATURAL.
ESIS
ARA OPTAR EL TÍTULO ROFESIONAL DE: INGENIERO QUMICO
JOSE ATILIO UEVEDO ENRIQUEZ PÓ 98 ANGEL RAAHEL UISE LAGUNA PÓ 98
LMA-PERÚ 2002
II
DEDICATOR: DEDICATOR :
A NUESRS PAD
111
PROLOGO El presente abajo recopila inrmación acerca de los direntes procesos de poducción de amoniaco, resultando en la selección de uno de ellos. En rma aproximada se loa desollar el proceso de Linde Ammonia Concept (LAC) que básicamente divide una planta de amoniaco en tres subplantas, de las cuales dos son totalmente autónomas, siendo estas las de ateria prima La información que hemos eraído del autor Max Appl, ha sido sin lugar a dudas importante en el desarollo del presente trabajo, en cuanto a los detalles rerentes al proceso de ración de amoniaco y selección del proceso Sin embargo, en cuanto a las plant plantas as de hidógeno y niógeno, la inración a sido recopilada de plantas simiares en la actuaidad operativas, peo de dirente capacidad Cabe resaltar el apore de nuestra Facultad al permitios el uso del Soare DESIGN II en el desrollo de los balances de ateria
y enera, como
herramienta de simulación La cual, pese a que no está totalmente desarollada ayudó en la simplicación de los cálculos de proceso y de equipos Creemos que es muy necesario incentiva el uso de este tipo de siadores dante el aprendizaje de la especialidad, debido a que se conviee en una exigencia en el saber de las nuevas generaciones para que estén a la par con los avances tecnológicos El apote de nuestro asesor, Ing Jaie Santillana, e sin duda mu siicativo, ya que nos guió en la toma de algunas condiciones del proceso, pero sobre todo en la evaluac evaluación ión económi económica, ca, donde nos cili cilitó tó y colaoró en la deterinación del entoo económico Tabién e determinante al analizar desde otra perspectiva, el mercado de exporación acia países vecinos
IV
Esperamos, que nueso apore y puntos de visa sean fvorables para los lectores y que mejor sería ver en un turo no muy lejano un proyeco de estas característcas hecho realdad en el Perú para beneplácto beneplá cto de todos.
Marzo del 2002
Los Autores
V
IICE
CAPITULO! INTRODUCCIÓN 1.1 Generalidades 12 Justicación del estudio del proyecto: Demanda de Aoniaco Aoniaco 13 Justicación de la selección de las materias primas para el proyecto "Gas Natura 14 Determinación de de la capacidad de la planta 15 Determinación de la localización de la planta 151 1.52 153
Método para determinar la localización Procedimiento del método de evaluación Localización por zonas (Macro localización)
154 Localización por ciudades (Micro localización) CPITLO DESCRCIÓN DE LA INGERIA QCA EN EL PROCESO 21 Difrentes tipos de procesos pa la producción producción de amoniaco 2 Justi Justicació caciónn de la selección del proceso para el proyecto proyecto .3 Química del Proceso 2.31 Qumica de la producción de hidrógeno 311 Mecanismos y Cinéti Cinética ca del del Rerma Rermado do con Vapor 312 Catalizadores de de Rermadores Primarios 2313 Bases de diseño del rermado rermadorr primario primario 23131 Tubos de rermación
1 1 1 3 4 5 6 6
7 13 20 20 1 25
25 30 32 35 35
VI
2.32
Qmica de la producción de itrógeno
37
2.321 Concepto
37
2322 Descripción del proceso
37
233
39
Qmica de la producción de amoiaco
2331 Congraciones de la síntesis de aoniaco
41
2.332 Formación de aonaco en el convertidor
43
23.3.3 Bases de diseño del converidor
47
23331
Converdores comerciales de amoniaco
50
2.333.2
Converidores Multilecho con enamiento indirecto
51
23.33.3
Cinética de reacción del aonaco
54
2.333.4
Catalizador para la síntesis de amoniaco
57
23335
Catalizadores coerciales de ruteno
59
233.36
Tamaño y rma del calizador
62
CPITULO I DISEÑO DE LA PLANTA
67
31 Balance de masa
67
311
Balace de masa y energía de la planta de hidrógeno
67
3.1.2
Balance de masa y energía de la plant de ntrógeno
71
3.1.3
Balance de masa y energía de la planta de amoniaco
75
32 Diseño de los equipos prncipales y secundarios de la planta de hidrógeno 76 76 321 Diseño de los reactores del proceso 32.11 Diseño de los reactores de desulfrzación
76
3212 Diseño del reactor de rermación
77
321.3 Diseño del reactor de Conversión de CO a Alta Temperara
79
322
Diseño de los equipos principales de intercambio de calor
80
323
Diseño de la válvla compresor
94
324
Diseño de los ventiladores succionadores de gas de combustión del
325
rermador
95
Dseño de los separadores de aga
96
VII
3.26
Diseño de la unidad de puricación de hidrógeno PSA, Pressure Sing Adsorption
327
96
Diseño de los elementos auxiliares
100
3271 Chimeneas
100
3.272 Tanques
100
3273 Bombas
102
3274 Sistema de atamiento de aga
102
328
103
Diseño del compresor de producto
33 Diseño de los equipos principales y secundarios de la planta de nitrógeno 10 4 331
Diseño del lo de aire
104
32
Diseño del compresor
104
3
Diseño del enfiador de aire
107
34
Diseño de los tamices moleculares
109
335
Diseño de la caja a
110
351 ntercambiadores de Calor y Condensadores
110
3352 Columna de Separación
116
3353 Compander
117
3 3 54 Condensador secundario
118
3355 Adsorbedores de Hidocarburos
119
336
Diseño del compresor de producto
119
337
Diseño de otros intercambiadores de calor
120
338
Diseño de separadores
122
34 Diseño
de
los
eqwpos
principales
y
planta de amoniaco
secundarios
de
la 122
3 41
Diseño del compresor de alimentación del gas
122
3 4 2
Diseño del compresor de reciclo
126
343
Diseño de los intercambiadores de calor
127
44
Diseño de los separadores ash
131
34 .5
Diseño de los converidores
13
3 46
Diseo de los elementos auxiliares
135
461 Bombas
135
V
34.62 Tanques de lmacenmiento 3463 Chimenes 35 Diseño de los equipos de servicios 351 Turbin 352 Diseño del clentdor de fego 353 tercambiador de calor 354 Bombas
135 137 137 137 138 138 139
CAPTLO V ELUACÓN ECONOCA DEL PROYECTO 41 nálisis de la inversión 411 Generales 412 Mercdo 413 Período del proyeco 414 Variables económcas 415 Deuda 416 Maer prm 42 Anlisis económico
140 140 140 156 162 163 164 164 164
CPTO V PLCACIOES DE LOS PRODUCTOS Y SUBPRDUCTOS 51 Aplicaciones del amoniaco 52 Aplicaciones de los subproducos de las planas
188 189
CPTULO CONCLUSOE
191
CPTLO BLOGÍA
194
EXO DESRROLLO DE LOS BLNCES DE MS Y EERGI USDO EL SDOR DE PROCESOS DESIGN . . l Panta de hidrógeno 2 Panta de niógeno A 3 Panta de amoniaco .4 Panta de seicos
X
DICE DE FIGURAS
Fgura 1: Desarrollo de la produccón de amonaco y la poblacón del mundo
2
Fgura 2 Red de dsbucón del gas de Camsea
14
Fgura 3 Vsón de largo plo del gas en el Perú
19
Fgra 4 Daama de bloques planta de amonaco con rermacón por vapor
23
Fgura 5: Plana convenconal de amonaco - Proceso Lnde LAC
24
Fgura 6: Equilbro del meto versus temperaura a dferentes ratos S/C
8
Fgura 7 Equlbro del metano versus temperatua a direntes presones de rermacón
28
Fgura 8: Dagramas de ujo de síntess de amoaco típcas
41
Fgra 9 Perormance del convertdor en ncón a la presón de operación y derentes velocdades espacales
43
Fgra 1O Peormance del convetdor en ncón al contendo de gases nertes a drentes velocdades espacales
45
Fgura 11: Perormance del convertdor en uncón al contendo de 02
46
Fgra 12 Conversón del amonaco en uncón al rato H2/N a drentes velocdades espacales
46
Fgua 13 Rao de reaccón en m 3 NH3/(m 3 catalizador.s) en ncón a la tempertura y concentracón de amoniaco a Ma
49
Fgura 14: Converdor multlecho con eniamento ndrecto y dos lechos radales
53
XI
Figra 15: Raio de reacción pa la síntesis de amoniaco en nción a la concenación de amoniaco a difrentes presiones
54
Figura 16 Ratio de reacción para la síntesis de amoniaco en nción de la temperata a difrentes presiones
55
igura 17 Efcto reversible de actividad del catalizador al incrementar concentración del vapor de agua en el gas de síntesis y la disminución de temperatur
59
Figa 18 Efcto del ratio H sobre actividad del Ru y el catalizador deFe304
61
Figura 19 Inhbición del amoniaco sobre e caalizador de Ru yFe304
62
Fiua 2 Inuencia del tamaño de partícula sobre el volumen de N3
63
Figura 21 Coecientes de transfrencia para la evaporación del agua
85
Figura 22 Factor de corrección para estimar el aumento de temperatura del aire
88
Figura 23 Factor de corrección del MTD para ujo crado de un paso
89
Figra 24 actor de corección del MTD según su disposición
91
Figra 25 Requerimiento poder aproximados de ventiladores para air coolers
93
Figura 26 Rangos de operación de ujos de succión de compresores tipo V
15
Figra 27 Compresor centrigo de 4 eapas V - 78
17
Figura 28 tercambiador plate n heat exchaner
114
Fia 29 Rango de aplicació de ujos de succión para compresores CV
12
Figra 3 Compresor centrigo de 4 etapas RR 15
125
Figura 31 Rango de aplicación del ujo de succión del compresor R 15
125
Figa 32 Rango de aplicación del ujo de succión del compresor SEZ 32
127
XII
ICE DE TLAS
Tabla Costo de producción de amoniaco para difrentes materias primas
3
Tabla 2: Localizació por zoas
11
Tabla 3 Localizació por ciuades
16
Tabla 4 Parámeos de operació e plantas modeas de amoniaco
44
Tabla 5 Efcto el tamaño del catalizaor sobre el volumen de cataizador
65
Tala 6 Coteio de amoiaco e el equilibrio (%mol) a ifretes condicioes de presión y temperatura
66
Tabla 7 Calores de combustión e componetes pricipales del gas rermació
68
Tabla 8 Poder aloco del gas de desecho del PSA
68
Tabla 9 Aporte caloríco del gas de desecho del PSA
69
Tabla 1O Flujo de aire necesario del PSA
69
Tabla 11 Calor aportado por el gas de desecho del PS
70
Tabla 12 ire ecesario para los gases de esecho el PSA
71
Tabla 13 Coecientes globales e trasfrencia de calor para intercambiadores de calor planta de hidrógeno
81
Tabla 14 Eciencia del coeciente de ansfrencia de caor peculiar
84
Tabla 15 Coecietes globales e trasfrencia e calor para air coolers
8
Tabla 16 Dimesiones de tuos según supercies de tubos desnudos
92
XI
Tabla 17: Áeas de transrencia de intercoolers y aercoolers de la planta N2 Tabla 18 Áreas de ransrencia de calor para el Cold Box Tabla 19 Coecientes globales típicos de transrencia de calor para intercambiadores de coraza y tbo Tabla 20 Coecientes globales de transrencia calor para condiciones
106 115 116
121 especicas Tabla 21 Energía requerida para el compresor de alimentación de la plana de amoaco 124 Tabla 22 Áeas de ansferencia de calor de los intercoolers del compresor de alimentación de la planta de amoniaco 124 Tabla 23 Áeas de ansrencia de calor de la plana de amoniaco 29 Tabla 24 Dimensiones de los separadores ash 132 Tabla 25 Volúmenes de caalizador en los reactores de la planta de amoaco Tabla 26 Áreas de ansrencia de calor de la planta de seicios
134 139
Tabla 27 Energía requerida de las bombas de la planta de seicios
139
CAPÍULO I RODUCCIÓN
1.1 Generalidades En los países indusializados la producción de amoniaco es uno de los principales indicadores del nivel de desarrollo industrial alcanzado Cerca del 16% del consumo de la energía sil mundial (a excepción de la madera) se destina a la producción de amoniaco 12 Justicación del estudo del proyecto: Demanda de Aonaco Como el 85% del consumo de niógeno mundal es destinado a frtilizantes, puede esperarse que la producción de amoniaco debiera desarrollarse aproximadamente en proporción a crecimiento de la población mundial De acuerdo a las proyecciones de crecimiento de la población y de demanda de amoniaco mostradas en la gura 1 se pronostica un crecimiento rápido de la demanda y posiblemente se esté haciendo uso del 82% de la capacidad mundial de amoniaco. Esto implica la necesidad de mejorar la eciencia de plantas antiguas y el desarrollo de nuevos proyectos basados en el gas ntural como materia prima con mucha más razón siendo Camisea una realidad en nuestro país
2
El estado perano con la ley de promoción y desarrollo de la industra del gas naral meta la iversión a los proyectos indusriales que use el gas natural ya sea como combustible o materia prma. Además segú estudios que realizó la SHLL tenemos reservas energéticas mucho mayores a las de Brasil, Colombia, Ecuador y Chle, siendo estos países importadores de amoiaco de países lejanos a sus oeras, por lo cual su costo es alto y de implantarse la industria del amonaco en uestro país estos países vecinos serían clientes potenciales Esudios hechos por el CECAM garanzan la fctibilidad de la indusria del itrato de amono dependiendo del precio del amoiaco, y como se demostrará en el proyecto, el precio del amoniaco usando gas naural como matera prma es mucho menor que el obteido con el uso de peróleo o carón, por lo cual la industria del nirato de amonio apece como opción para el incremento de la demanda de amoniaco e nuesr país
Fgra 1 Desarrollo de la producción d amoiaco y la población del mundo
3
13 Justicación de la selección de la materia prima para el proyecto: "Gas Nal Tal como lo mencionan muchas entes biblioácas el gas naual constie por una marcada direncia la materia prima más económica obteiendo el consumo más bajo de energía requiriendo la menor inversión. La tala siguiente da un estimado de los costos de poducción de amoniaco pa direntes entes de materia prima, como gas naual petleo residual, carbón Tabla . Costos de producción de amoniaco para direntes materias primas Petróleo Gas natural
resdual
Carbón
Materia prima
(Remación
(Pocesos)
vapor)
pacial)
parcial)
recio matera prima US$/106 Bu
2.8
1.8
15
Energía total consumida 106 Btut
27
36
45.5
osto de mp energía US$t NH3
756
64.8
68.3
tos costos efectivos US$/t3
29
41
59
1046
1058
127.3
S$tH3
684
1003
1433
osto total US$tH3
1730
2061
270.6
apital toal 106 US$
250
350
500
�ostos toa ectivo US$/tH3
(Oxidación (Oxidación
!osto relativo de capital
n el presente es obvio que no ha alteativa para oas entes de materia prima que pueda competir con la remación del gas natural con vapor Sólo bajo circunstancias especales por ejemplo en cooperación con una reneía podría justicse la oxidación parcial de los residuos pesados
4
En nueso país tenemos una ente de gas natral que estará siendo ansportado a la costa en los próxos 3 años. Es muy portante para nuestra economía, el equilibrar nuestra balaz coercal y además generar uestos de abajo; de otro lado se estaría dando un valor aegado al gas natural aprovechándolo en un proceso productivo, en lugar de smplemente convertrlo en enería eléctrca Nuestra balanza coercial se vería benecada en vsta del cese de portaciones de rtlzantes y del icio de exportaciones de amoniaco y dervados al exterior En nueso país no teneos oa ente de hdrocarburos ta considerable y barata coo el Gas Natural de Camsea, y deberá ser nuestro objetivo el aprovecharlo al máxmo económicaente Adeás el estado pero con la ley 27133 de promoción del desrollo de la ndustra del gas natural aprobada por el decreto supremo N
º
040 - 99 - EM ncentiva el desarrollo de nuevas ndustras tenendo coo uso el gas natral por lo cual en el contrato suscrto con el inversionista, el estado le obliga garantzar el abastecimiento del gas al sector nacional por 20 años, para que esté pueda exorar Adeás el estado garantiza taris drencadas para el gas tanto para generadores eléctrcos como para las direntes ndustrias durante el perodo de garantía establecida en el contrato 14 Determnación de la capacidad de la planta De acuerdo a las rerencia bbloácas (Max Appl) y a las nformaciones obtenidas de plantas exstentes el tamaño promedio económico de na planta de aonaco est entre 1200 - 1800 TD, además los más bajos costos de capital y consumo de energía son obtendos cudo se usa el proceso de
rermacón
del
gas
natural
con
vapor
Se
pueden
reducr
sigcatvaente los costos de consumo de energía si la planta se establece en un complejo ndustrial donde puede ntercambar vapor energía y /o subproductos
5
Además, comercialmente existen plantas oecidas por empresas construcoras en estos amaños, tal como Krupp Uhde, Linde Lurgi y otras. El año seleccionado para la planta es de 1500 TPD; amaño que de acuerdo a lo mencionado se encuenra en el promeio, eso para daos una idea de la magnud del proyeco. 15 Deerminación de la localización de la plana La elección de la localización apropiada consta de dos etapas: • Macrolocalización • Micolocalización La macrolocalización implica la elección del lugar, que puede ser na región o zona de una ampliud considerable, aquí se evalúan crieros de ipo económico, social y poltico de acuerdo al tipo de proyecto La microlocalización implica la elección precisa del eeno o lugar especíco donde se insalará y operará la planta. Para la selección de la localización se tienen en cuenta fctores cualiaivos y cuanitativos que tengan que ver directamene con la ejecución del proyeco Pa decidir la localización de na planta, este se inicia como en todo proyeco con el estudio de mercado, ya que es este el determinante de su fcibiliad. Si el mercado se estima inadecuadamene y en el momento de producir no hy compradores, es lógico que el poyecto no va a ser fctible simplemente porque no se puede vender si no hay mercado y no se puede producir si no hay consumidores En cuanto a la localización conviene instalar la planta en un lugar que enga las fcilidades máximas de adquisición del gas natural por ser este la materia prima principal y donde exista un alto mercado consumidor del oniaco, nuesro produco principal as como ambién tener en cuenta los fcores cualiaivos y cuanitativos Es indispensable que la planta tenga acceso a un puero de embarque para realizar labores de carga a buques que
6
penita una exportación del producto en andes volúmenes; cabe resaltar que nuestro país se encuentra en una región geopolticamente privilegiada ya que hasta el mercado asiático puede ser accesible. Cabe recalcar que el proyecto tiene como n exporar el producto nal ya que en el mercado local su consumo es menor a la producción de la plan 1.5 Método para deteninar la localización Partiendo de la premisa que la localización más adecuada de un proyecto debe orientarse hacia la obtención de la máxma tasa de rentabilidad, se procederá prmero a seleccionar en que regón del Perú estará localizada la planta y luego la ciudad especica de la reón eleda Existen numerosas técnicas para la localización de una planta ere ellos tenemos: • Análisis de costos. • Puntajes ponderados • Evaluación por puntos • Modelo potencial • Modelo avitacional. Para nuestro proyecto usaremos el método de evaluación por pntos que consiste en deteinar los ctores que actan la ubicación del proyecto, y a cada o se le asigna un puntae basado en su imporancia relativa para la ubicación del proyecto
52 Procedimiento del método de evaluación • Deteninar las alteativas de localización •
Establecer el ptae máximo para el proyecto de localización (000 puntos
•
Establecer los ctores que afectan la ubicación del proyecto
•
Asiar el pntae máximo para cada ctor y la sua de estos debe ser igual a 000
• Realiar una valoración en cada ctor
7
• Valorar cada fctor dentro de cada alteativa. • Encontrar la swa de las valoraciones en cada alteativa • Determinar la alteativa optima: Alteativa con mayor valoración Los fctores a analizar serán • Mercado • Materia prima • Costo del transporte • Mano de obra • Energa y combustible • Tributación • Agua • Caractersticas de la región 53 Localición por zonas (Macrolocalización) Para determinar la localización de la zona donde deberá estar ubicada la planta, evaluaremos todos los fctores antes mencionados y siguiendo los procedimientos del método propuesto •Mercado En este punto tendremos en cuenta la disponibildad de mercado ubicación de la competencia en cada reón del país (norte centro y sur) as como también de los productos sustitutos del amoniaco aunque el mayor porcentaje de la producción total está desiada al mercado inteacional ( exportación) debido a que el conswo aqu en el pas es limitado El costo unitario del amoniaco a partir de gas natural es mucho menor a los realizados por los métodos y materias primas tradicionales como lo vimos en la tabla 1 por lo cual la indusa de productos derivados del amoniaco se veran fvorecidos ya que la gran mayora importa dichos productos
8
Hay que tener en cuenta que el uso del amoaco es principalmente en la industia de los rtilizantes (85%) como nitratos, sultos ó sos de amonio y en menor proporción para oo tipo de industras como los plásticos explosivos y reigerantes. Teniendo en cuenta todos estos pntos la información del Ministerio de Industrias muestra una demanda signicativa de derivados de aoiaco que es cubiera por impotaciones. Para tener una rerencia en Lurn tenemos una industria de explosivos como es EXSA, gran consumidor de nitrato de amonio. • Materia prima Considerando al gas de Camisea como la matera prima principal en nueso proyecto tendría una an ventaja ubicar la planta en la región más cercana al lugar donde se encuenta el gas (City Gate� que es la región sur del pas En este punto se tiene que tener en cuenta el costo dispobilidad calidad y ubicación de las entes de materia prma para el análisis total de la ubicación de la región más ctible. • Costo de transporte Consideraremos aquí los costos de materia prima y del producto elaborado Analizando el punto de vista que mienas más cerca de la plta esté el proveedor de las materas prmas más barato será el costo de transporte habrá ventaas entre una y otra región Se debe tener en cuenta el costo de los etes al transportar los insumos secundarios y producto terinado en el interior y exterior del pas en cada regón por va terrese y uvial as como también el costo del gas natual por el pipeline hasta el lugar especico de la planta
9
En este aspecto es m ventajoso que la planta este localizada en la zona sur por ser el lugar donde se encontrará el CityGate. • Mano de obra Debemos tener en cuenta la disponibilidad de personl y los costos de la mano de obra Para el tipo de empresa de nuesto proyecto se tiene que tener en cuenta que las plantas son modeas y la mano de obra, si ien no es mucha, la poca requerida tiene que ser capacitada por lo cual la región con mano de obra más capacitada será la mas fvorecida Respecto a la mano de ora calicada, se tiene en las tres zonas la misma disponilidad pero el costo es n poco mayor en Lima por el más alto costo de vida Pero Lima tiene la ventaja de contar con mano de obra muy bien capacitada respecto a las zonas intes de Peú deido a que actalmente la educación sigue centralizada • Energía y comustible Aquí debemos analizar los costos y disponibilidad presentes y tuas de energía en cada región El gas natural como combustible de reemplazo en el to, es importante tenerlo en cuenta pa la locaización porque en n inicio el abastecimiento será en las regiones cercanas a la ubicación del gas como son el sr y cento del pas esto lo vemos claramente en la gra 3 Las disponibilidades de energía elécica son prácticamente iguales en las tres zonas de estudio; con desventaja en las zonas inteas del Pe donde la energía elécica es restringida tanto en el sur como en el nore, por o cual las zonas cercanas a Lima son más beneciadas. • Tributación
10
Por el proceso de descenralización en la que está abocados los últimos gobieos, las provincias van a ser las más fvorecidas en la reducción de impuestos existentes. Con el actual cambio de política de reestrcturación del país el nuevo gobieo fvorecerá en la reducción de tribuos a los nuevos proyectos empresariales, sobre todo a los ubicados en zonas alejadas de Lima que son las más decienes de empleo debido a la centralización actual en la que vivimos además el gobieo con el n de incentivar la indusia del gas ntural reducirá los impuestos al inicio del consumo del gas nural para promoverlo
•Aga Se analiza la calidad y cantidad de agua Debe especicarse el ipo de aga con la cual se cuenta, ya que dependiendo de esta se va a requerir el uso de equipos de atamiento de agua para la mejora de su calidad, y esto va a inuir en el costo otal del proyecto y éste a su vez en su renailidad Además como veremos más adelante, el presee proyecto es una industria que va usar agua de mar para algunos equipos de intercambio de calor por lo cual es necesario que la planta quede cerca al mar para una mayor accesibilidad. Además por ser este proyecto una industria a an escala(complejo indusial), la cantidad de agua requrida es alta y el lugar a ser elegido debe garantizar una cantidad y calidad especíca • Caaterísticas de la región Inuyen en el puntae de la selección: El costo del terreno, el acceso a las vías de comunicación, clima y los sericios sociales Se conoce que los terrenos en las zonas cercanas a Lima son los más desfvorecidos respecto a su costo, pero son los más forecidos en las vías de comunicación
11
Aquí debemos de tener en cueta a la hora de dar los puajes las regones co más fcilidad de accesos a los puetos, los costos de etes más baratos, así como tambié los aspectos sociales de cada región que den la fcilidad de comercialización; también los direntes sevicios sociales con los que cuenta las diretes zonas, como son cetros de sevicio médico (postas, hospitales, clínicas, etc.), cenos recreacionales,
culturales,
bancos, etc En este fctor de análisis, la caracteística ndamental que debe tener la zona a ser elegida es de coar con n pueo comercial, pues como sabemos uestro producto e su mayoría será de expotación.
Tabla 2 Localización por zoas FACTORS
LTEATIAS
PUNTE MO
Nore
Centro
ur
a Disponibilidad
40
30
30
35
b luctuacioes
30
25
20
20
c Competencia
30
20
20
20
100
75
70
5
a Costo
60
35
45
50
b Disponibilidad
70
30
50
65
c Calidad
40
35
35
35
d Ubicació de entes
30
15
20
25
200
115
150
15
50
30
35
45
Mercado
2 Mteria Prima
3 Costo de transporte a Materia prima
12
60
50
45
50
110
80
80
95
a Disponibilidad
60
50
58
50
b Saarios
60
55
50
5
120
10
108
105
a Costos
80
7
75
75
b Disponibilidad
70
65
68
65
40
2
30
35
190
165
173
175
a Deavación tributaria
50
45
45
45
b Impuestos existentes
50
45
35
45
100
90
80
90
a Calidad
5
40
45
45
b Cantidad
45
35
40
3
c Costo
40
35
30
35
140
110
11
115
a Costo del teeno
10
9
8
9
b Acceso vías comunica
10
9
10
9
c Servicios sociales
10
8
9
8
d Clima
10
8
9
8
40
34
36
34
1000
774
812
864
b. Producto elaborado
4 Mano de obra
5 Energía y combustible
combustible c Dispoibilidades fturas
6 Tributación
7 Agua
8 Características de la zona
TOTLES
3
De la evaluación para deterinar la zona de ubicación de la planta vemos que la más fvorecida es la zona sur del país, que es la zona que obtuvo el mayor pntaje en dicha evaluación. 154 Localización por ciudades (Micro localización) Determinado el sur como zona en estudio se han considerado las siguientes ciudades como posibles centros de ubicación de la planta: • Pisco • Ilo • requipa Consideraciones previas • Mercado En lo que respecta a disponibilidad, uctuaciones y competencia en el mercado del amoniaco, entre ests tres ciudades no existe gran direncia entre ellas debido a que el proyecto está encado en an pare al mercado inteacional En el pequeño porceaje del posible consumo del amoniaco y sus derivados tendríamos clientes como por eemplo EXSA que consume el nitrato de amonio para la bricación de explosivos en Lurn y que está muy cerca de Pisco, Cañete Mala Nazca y oas ciudades aledañas que son netamete agrícolas y su consumo de rtilizantes es alto • ateria prima La materia prima principal para nueso proyecto es el gas natal y como bien sabemos el proyecto Camisea es la ente del gas La ventaa de Pisco respecto a Ilo y requipa es que en primera instancia tendrán acceso al gas las ciudades que estén en la ruta Casihii y/o San Marín - Lima, lo cual está establecido en el contrato hecho por el gobieo y los inversionistas Esto lo veremos en la gura 2 obtenido del CECM • Costos de transporte.
14
Como mencionamos aneriormene que el proyeco esá enfocado a la exporación, enonces la ciudad a ser eleda deberá conr obligatoriene con u pueo que permia la eporación del amoaco. Sabemos que o Pisco Ilo Arequipa cuent cada uno con pueros pero la venaja de Pisco respeco a los oros dos es que se está conirtiendo en u polo de desarolo indsial en la cos debido a la presencia de vias indusias en la acualidad por lo cual la actividad poraria puede desarrollarse
Área de Concesión (Distribución} Red de Distribución·
. de alta pr esión
HuancayoDueto
Lima
Camise
A; J cuch
Pampa de Clarita (Planta de Fraccionamiento)
Dueto de Líuidos
Pisco
Huan ·cavelica
Figa 2 Red de disribución del gas de Camisea
15
• Mano de oba. Por ser nuestro poyecto una planta modea la mano de obra debe ser calicada, por lo cual se requiere de posionales y técnicos de nivel superior que sean entenaos para este tipo de plantas En este fctor de álisis la única ventaja que puede pesent Pisco respecto a Ilo y Arequipa es la cercaa a Lima donde está ubicada la mano e obra meor capacitada que es con la que contaía nueso poyecto
• Energía y Combustible La energía y combustible en estos es lugares no será problema pero por la cercanía y costo tená Pisco cieta ventaja respecto a Ilo y Arequipa debido a que se encuentra más cerca del City Gate Además con la realización el proyecto Camisea las indusias geneadoras de enegía cerca al City Gate se verán fvoecidas por lo cual la ubicación de la planta ceca e este lugar es estratégica
•
Tributación Desde el punto de vista de promover la indusia a pair del gas de Camisea según la ley 27133 el estado dará fciliades en todo sentio a todos los poyectos que estén involucrados con el gas por lo cual no habrá mucha ventaja ene uno y otro lugar seleccionado Desde el puto de vista e los costos de los ibutos en Pisco sea mucho menor por ser esta na ciuda menos desarolla respecto a Ilo y Areqipa.
• Agua El agua en estos tres lugares no es poblema por ser zonas ya inustrializadas que cuentan con todo un sistema de aga y desagüe según inrmación obtenida de los mnicipios de estos
16
es lugares; además estos es lugares cuentan con agua subterránea que actualmente la usan para el sistema de regadío. • Características de la zona De estos tres lugares en la actualidad est en desventaja tanto Ilo como Arequipa por ser las ciudades más actadas con el último desastre sísmico aunque en líneas generales estos es lugares son considerados zonas sísmicas. En lo que respecta a sericios sociales requipa es la ciudad más fvorecida por ser esta ua zona más desarrollada respecto a Pisco y Ilo, y que cuenta con andes hospitales bancos postas y centros recreacionales Sin embargo Pisco esta próxima a la ciudad capital. Una de las características comú de estas tres zonas es que toas cuentan con su puero respectivo que es importante para nuestro proyecto ya que nuestro producto en su mayoría será para exporar
Tabla 3. Localización por ciudades FACTORS
PNTAJE
ALTERNATIVAS
MO
Pisco
Ilo
Arequipa
a Disponibilidad
20
15
10
10
b Fluctuaciones
10
8
8
8
c. Competencia
10
10
10
10
40
33
28
28
. Mercado
2 Materia Prima
17
a Costo
60
55
50
48
b. Disponibilidad
70
65
60
60
c Calidad
40
40
40
40
d Uicación de fentes
30
30
25
25
200
190
175
173
a Materia prima
80
75
70
68
b Producto elorado
90
80
80
80
170
155
150
148
a Disponibilidad
60
40
40
55
b Salaios
60
55
55
50
120
95
95
105
50
45
40
35
b Disponibilidad electricidad
40
25
30
35
c Dispobilidad combustible
40
38
35
35
30
25
25
25
160
133
130
130
50
45
40
40
50
45
40
40
100
90
80
80
a Calidad
50
43
45
48
b Cantidad
50
40
40
48
60
55
50
45
160
138
135
141
12
10
10
9
3 Costo de tanspoe
4 Mano de obra
5.
Enera y combustible
a Costos
d Disponibilidades ftuas
6 Tibutación a Degavación tributaia b Impuestos existentes
7 A
c Costo
8 Caracteísticas de a zona a Costo del teeno
18
b. Acceso vías comunica
18
16
16
16
c. Seicios sociales
10
6
7
9
d Clima
10
8
7
7
50
40
40
41
1000
874
833
846
TOTES Del cuadro de la
evaluación de ptos vemos que la ciudad
fvorecida es Pisco que presena más veajas en los ctores analizados respecto a Ilo y Areuipa, por lo cual llegamos a la conclusión: Pisco es el lugar más esatégico pa la localización de nuesa plana por los siguientes motivos ndentales Disponbilidad de materia prima asegurada para todo el perodo de durción del proyecto Algnas exoneraciones tributaras durante el periodo de garantía del proyecto Camisea y apoyo total por pe del gobieo a los proyectos que usen como insumo gas natral Hace mínmos los costos de etes de distibución del gas, por estar Pisco en la línea de recorrido del gas y muy cerca del City Gate Contar Pisco con un puero que es primordial para la exportación del amonaco al exranero Para una tener una rerencia de cómo se distribuirá el gas natural en el Peú y a manera de cericar lo estratégico que es la ubicación de nuesa plana podemos ver el siguiente esuema de la visión de largo plazo del gas en el Per obtenido del CEC Figura 3 Visión de largo plazo del gas en el Per
Figura 3: Visión De Largo Plazo Del Gas En El Perú
Piura , Chiclayo Trujillo
Huancayo Oroya Ayacucho Cuzco Apurimac lea
Todas las Etapas
Marcona uno
CPÍTULO I
DESCRCIÓN DE LA INGRIA QUÍCA EN EL PROCESO
2.1 Difrentes tipos de procesos para la producción de amoniaco En visa de que la selección de la materia prima ha sido por la del gas natural, no sera útil hablar en este proyecto de la producción de amoniaco a partir de oxidación parcial Mas bien hablaremos direcamente de los procesos basados en rermación de gas natural con vapor. Existen diversas alteativas en cuanto a procesos para la producción de amoniaco a partir de la rermación de gas natural con vapor Básicamente se pare del "Concepto básico de plantas de eapa única en donde el proceso muestra una característica secuencial que consiste en los pasos mostrados en las guras 4 y 5 Dentro de los procesos convencionales avanzados tenemos: • Proceso de baja energía de producción de amoniaco Kellogg • Proceso Haldor Topsoe • Proceso Krpp de • Proceso LEAD • Proceso de Exxon Chemical • Proceso Fluor • Proceso Lummus
21
Todos estos procesos se ndamentan en la esuctura básica y se difrencian en procesos de puricación o condiciones de operación. Además tenemos Procesos con un Rermador Primario Reducido tales como: • Proceso con Pricador Braun • Proceso ICI AMV • Proceso Foster Wheeler 2 • Proceso Humpreys & Glasgow BYAS • Tecnología Jacobs Plus mmonia • Proceso de baja presión Montendison • Proceso LEAP de Kellogg. Procesos con Rermador Primario sin combustión (con intercambio) Proceso ICI LCA, Proceso Kellogg Ammonia 2000 y Proceso Chiyoda. Procesos sin un Rermador Secundario (Nitrógeno de una unidad de separación de aire) Proceso KTI PRC, Proceso Linde LAC y Proceso Humprey & Glasgow F 22 Justicación de la selección del proceso para el proyecto De acuerdo a los difrentes procesos comerciales para la producción de amoniaco mencionados anteriormente, podemos hacer una comparación y de acuerdo a los elementos adicionales o suprimidos por el tipo de proceso en sí, podremos llegar a una conclusión Para esto se ha elaborado un diagrama de comparación de tipos de procesos mostrando particularmente el proceso Linde LAC; del cual podemos ver su simplicidad con respecto al proceso conencional de producción de amoniaco Asimismo vemos que las etapas del proceso son en menor número y que por lo tanto los costos esperados en capital o deberán ser menores; también la operación de la plaa involucrará menor número de ariables. Con respecto a la eciencia energética, todos los procesos mencionados con anterioridad tienen una eciencia ene 28 y 33 GJ/t 3
22
El proceso de acuerdo al concepto Linde te ua efciena ene g éica de 28.5 GJ/ N3.
FIGURA 4: DIAGRAMA DE BLOQUES PLANTA DE AMONACO CON REFORMACON POR VAPOR
Alimentacón de gas natural
DESULFURIZACION VAPOR DE PROCESO
COMBUSTIBLE
r
REFORMACION PRIMARIA
-
AIRE DE PROCESO V
AIRE DE COMBUSTION
REFORMACION SECUNDARIA r
OXIDACION DE CO 1,
REMOCION DE CO2 '
METANACION '
COMPRESION DE SYNGAS
REFRIGERACION
:1-_ 1
CICLO DE AMONIACO 1 ,
RECUPERACION DE H2 1
PLANTA CONVENCIONALDE AMONACO VS. PRO CESO LINDE LAC
FIGURA 5:
PLANTA CONVENCIONAL DE AMONIACO co,
AIRE
GAS NATURAL
DESLFURZACON
UNDAD DE GAS
RECUPERACON DE
NERTE
HIDROGENO
REORMACON
REORMACON
RMARA
SECUNDARA
CONVERSON DE CO
CONVERSON DE CO
A ALA
A BAJA
TEMERATURA
TEMERATRA
REMOCON DE CO,
METANACON
SNTESS DE AMONACO
NH
PROCESO LINDE LAC (LINDE AMMONIA CONCEPT)
ARE
GAS NATRAL
NDAD DE NTROGENO
DESLRACON
REORMACION
CONVERSON
RMARA
SOERMCA DE CO
SA
SNESS DE AMONIACO
NH
25
2.3 Química del Proceso De acuerdo al producto, y al proceso seleccionado podemos denir 3 secciones básicamente direnciadas dentro del proceso Estos son: La producción de hidrógeno la de nitrógeno y la de amoniaco El objetivo es preparar una mezcla pura de nitrógeno e hidrógeno en la cantidad estequioméica de 1 3 Las materias primas son agua aire y la ente de hidrocarburos como reductor para proveer el idrógeno y nitrógeno 23 Química de la producción de hidrógeno Empezaremos por describir el gas naural Como sabemos es una mezcla de hidrocarburos livianos (C<4) dióxido de carbono gases ineres y contaminantes como los sulros Generalmente tenemos más de 5 ppmv de sulros totales en el gas natural exacamente un máximo de 1 ppmv de mercaptanos y aproximadamente 4 ppmv de sulro de hidrógeno Es indispensable retirar estos sulros porque son conaminantes del calizador de la etapa de rermación tal como lo veremos más adelante A una temperatura de 370 C el catalizador desulfzador º
reaccionará con sulfuro de hidrógeno de acuerdo a las siguientes reacciones ZnO + H2 S � ZnS R-SH +H2
�
H2O ....... (1)
R +H2 S
............ (2)
El catalizador es una combinación de cobalto-molibdeno y óxdo de zinc Después de la hidrodesulfrización el contenido remente de sulro deberá ser menor a 2 ppmv Como la cantidad de sulro es mnima podemos usar una ctidad renovable de óxido de zinc es decir que una vez que se haya convertido en sulro de zinc se tenga que cambiar todo el catalizador Esto deberá tenerse en cuenta al momento de diseñar las camas desulrzadoras; generalmente la vida de dchas camas se proama para un año de operación y la disposición se arregla de tal manera que se obtenga la menor cantidad de sulro posible en el gas natural tratado
26
El gas natura, exento de sulfros, ingresa ahora a la etapa de rermación con vapor.
Reamente
reacciones de rermación
La reacción genera y completa para a
se
llevan
a
cabo
diversas
rermación de hidrocarburos con vapor puede rmularse con:
C H( zn+z) + H2O < CO + 2 + 1H2 n
(3)
.•.•••..
la que constituye una reacción endotérmica; también podríamos rmular una ecuación más especíca para e metano que es
CH4 H2O < CO3H2
A
º
298
=
206k /mol
. . . .
(4)
reacción que también es endotérmica y que podríamos denominar como rermación de meto. Simultneamente con este equiibrio la reacción de cambio de gas con aga procede de acuerdo a
COH2O < C02 H2
A
º
298
=
-41k I mol
.
(5)
Sin embargo, esta última reacción es vorecida hacia e lado derecho en condiciones de bajas temperatras y es la responsabe por el conteido de carbono Para maximizar e rendimiento de hidrógeno, esta reacción se lleva a cabo separadamente sobre un catalizador dirente y a una temperatura más baja que el paso anterior de gasicación De esta rma, cuando se incluye esta última reacción, llegamos a la reacción total
A
º
298
=
165k /mol
.
(6)
De acuerdo a esto podemos deducir que a reacción global de rermado es endotérmica y procede con incremento de voumen Asimismo tenemos las gas 6 y 7 que nos muestran la relación entre a temperatra, proporción vapor / carbón y presión de rermación para el equilibrio del metano en a etapa de rermación primaria Para rangos de interés industrial, las ecuaciones (7-9) pueden ser usadas con aproximación razonable, sin embargo ellas no incluyen un
27
término para la pequeña dependencia de temperatura de la entalpa de reacción. K, = ex{-2 � + 0.707] (7) K = exp[ 4 }77 - l. .. . . . < 00 C (8) K = ex{+ J 8 -3.7 5l·............ > 00 C (9) Generalmente, el gas naural que se recibe esta a una presión elevada y la reacción de reración, tal como hemos visto, conduce a un incremento en volumen; por consigiente, se pueden hacer siicantes ahorros en energía de compresión; si el proceso se llevara a cabo bajo presiones elevadas Pero termodináicamente esto no es fvorable, debido a que un incremento de volumen, un incremento de presión podría reducir la conversión de meano Aunque esto podría ser compensado trabajando a altas temperaturas ó trabajar con altos ratios vapor / carbón Pero esto trae como consecuencia un mayor consumo de energía que puede ser optimizado y lo veremos en las guras 6 y 7 De oo lado, una relación elevada de vapor a carbón (S/C) tiene un ecto benéco en el equilibrio de la concentración del metano y podría mitigar la negativa inuencia del incremento de presión, pero incrementando el consumo energético, esto lo notamos claramente en la gura 6, en que se ve que a mayor temperatura y mayor ratio vapor carbón S/C la concentración en el equilibrio de metano disminuye a una presión determinada de 32 kg/cm2 463
3
4 33
4
4
6
6
6
º
º
28
0 4 i
SIC .o /=.0
Psure: 3 m2
S/C=4.0 5, , S/C'6.0
/
7
8
50
5 Tenpr at, ºC -
Fia 6 Eqiibio dl tano v tpata a difnt atio
30
t
.�
25 "
3� g/cm2 , _28 kter
'ü
2 � . -�f
l
L
·e
·5
/
;
_1 kgc2
,/
,/
15
'
1 -
w
650
7
75
8
8 .
9
emprat u , "C ·- T
Fia 7 Eqilibio dl tano v tpata a difnt pion aión
29
Esten tres razones principales para la aplicación de una relación alta de Vapor /Carbón (S /C) a)
Primero, previene la deposición de carbón en el catalizador, el cual
puede no sólo incrementar la caída de presión sino también reducir la actividad del catalizador; pudiendo también ocasionar el sobrecalentamiento local de los tubos de rermación y la flla prematura de las paredes de los tubos. b)
Provee del vapor necesario para la conversión de generación de
hidrógeno c)
Reduce el riesgo de carburización del material del tbo En principio, la rmación de carbón se puede dar a través de las
sigientes reacciones: Reacción Boudouard 2O < + O2
Mg = -172.5k / mol
(10)
Mg = +749k / mol
(11)
78
Craqueo de metano CH4
<
+ 2H 2
78
Reducción de monóxido de carbono CO+H2
<
C+H 2 O
Mg = -13 4k / mol (12) 78
Estas reacciones son reversibles y existe u equilibrio dinámico entre la rmación de carbón y la remoción del mismo Bajo condiciones típicas de rermación, las reacciones primera y última promueven la remoción de carbón; mientras que la segunda promueve la rmación de carbón en la parte superior de los tubos de rermación Sin embargo, esto constituye más un problema de operación que sin duda cabe mencionarlo en la etapa de la construcción Las plantas modeas basadas en gas natural con un rermador primario convencional usan una relación vapor /carbón (S/C) de alrededor de 30, comparado con valores de antiguas instalaciones de 35 40 Bajando la relación Vapor /Carbón signica ahorro de energía, y recordando el paso primario de rermación, la mínima relación debería ser
30
teóricamente sólo ligeramente sobre 1.0 para evitar el craqueo. Experos en catálisis recomiendan como límites prácticos entre 15 - 17 para la rermación con vapor con metano� pero por razones estequiométricas para el paso de conversión de CO a CO2 con generación de hidrógeno, la relación tiene que ser de al menos 2.0 Adicionalmente se recomienda un margen de seguridad recomendable en caso de tener problemas operacionales con el corol de Vapor / carbón y para evitar la rmación de hidrocarburos en la reacción de conversión a Alta temperatura. Entonces como conclusión nal pa operación práctica de rermadores convencionales (de alto rendimiento) el valor de 30 es recomendable
23.11 Mecanismos y Cinética del Rermado con Vapor El componente activo común de los catalizadores de rermación es el Níquel pero la composición y estructura del sopore y el contenido de níquel diere de acuerdo a las difrentes marcas comerciales disponibles Es de acuerdo general que la reacción de rermado de vapor es de Primer Orden respecto al metano pero para otros parámetros cinéticos los resultados dieren considerablemente de acuerdo a los catalizadores estudiados. Es sin duda necesario realizar experimentos en plantas piloto con tamaños de tubos de reactores de rermación reales a manera de ver la inuencia de la rmulación y de la geomeía de los catalizadores. Como un ejemplo de la expresión analítica, la rmula dada por MOE y GERH se presenta:
r = kjK Pcn4P1ia - P� Pco J ...........................(13) 3
con
2
31 k,
=exf�; -7912] o
K3 es la constante de equilibrio para la reacción (6), la cual es el producto de las constantes de equilibrio de las reacciones (4) y (5)
K
y
K. Para la proporción C02/CO Max Appl asume solo una ligera desviación del equilibrio y uso en una relación empírica sin n térmico cinético: C02/CO =f(conversión CH4, proporción vapor /carbón, K5 ) Para los mecanismos de reacción del rermado de vapor de metano, el siguiente esquema e propuesto
CH +* CH *+H (14) (15) CH *+H 0
2
2
2
2
2
2
Basados
en
. . . . . . . . . •• . . . . . . . . .. . . . . . .
estudios
•
•
.
.
.
•
.
..•...........
.
•
•
.
• .
•
..
• . . • . . . • . . . • • • . . • . . • ••
extensivos
usando
níquel
/maesio
/aluminio; se sugiere el siguiente esquema de reacción El agua reacciona con la supercie de los átomos de níquel, el cual adsorbe el oxígeno y el hidrógeno gaseosos El metano es adsorbido tabién en las supercies del átomo de Níquel en rma disociada, y los radicales rmados de esta manera reaccionan con el oxígeno adsorbido para nalmente rmar CO gaseoso e H2 En la cantidad de reacción intrínseca, la transrencia de masa Juega un papel muy iportante El ecto combinado de la disión molecular de los reactantes de la masa del gas a través de la capa de gas alrededor de la parícula del catalizador de acuerdo a la rma geomtrica de la supercie de la parícula, y algna extensión de la disión Knudsen a través de los poros del catalizador, son los ctores liitantes Como la reacción intrínseca es rápida, los reactantes habrán reaccionado antes de que ellos hayan nalizado el viaje a través de los poros
32
La efctividad de n catalizador de reración con vapor depende de cómo sea usada la parícula del catalizador, varía con las codiciones de reacción sólo cerca de 1 % a la salida. Debido a esto la aparente actividad se incrementa con la disminución del amaño de la parícula y la rma geométrica de la parícula del caalizador que tiene también una inuencia distina. Etano propano y buano usualmente presentes en pequeñas cantidades junto con el metano reaccionan con el vapor de rermación de na manera similar M> .............(9) [CH ]+H O � CO+H + x2 H x
[CH ]+½0 �C+H x
2
2
2
2
2
M< ........(20)
23.2 atalizadores de Rermadores Primarios: En un hoo tubular tal como es el tipo del rermador primario dos elementos son muy imporantes para el rendimiento; la actividad del catalizador y la trasfrencia de calor a través de los tubos de rermació los cuales están eremente vinculados El componente activo del catalizador de rermación primario es el níquel el cual se encuentra namente dispersado sobre el aterial de sopore como cristalitos producidos por la reducción de óido de níquel El contenido de óido de níquel del caalizador no reducido está entre 5 y 25%. Un buen caalizador de rermación primario deberá alcar los siguientes requerimientos Debe alcanzar la conversión deseada de los hidrocarburos en la alimentación a la menor temperatra de pared del tubo y a la más baa caída de presión sin rmación de carbón tener una vida de sericio razonable sin desactivación presentar etraordinarias características durante el arranque y parada cuando las condicioes son diciles si ese posible permitir procediientos de regeneración in sit
33
para eliminar los ectos incidentales de envenenamiento o deposición de carbón. Dos ctores importantes inuenciarán en la actividad del catalizador: la composición química y el área supercial Pero de no menor imporcia son tbién las características para la transrencia de calor, las cuales están gobeadas por el tamaño y rma de las parículas. Como materiales de sopore tenemos alumina, aluminato de calcio y sales de magnesio-alumina Los procedimientos para la bricación de los mismos son direntes En uno se precipita primero el níquel usualmente como hidróxido, en la presencia de un componente de dispersión Luego de lavado, secado y calcinado del óxido, el polvo es mezclado con un cemento hidráulico, el cual es moldeado en la rma de las parículas y el níquel es también dispersado en este sopore cemento Otro método es mediae los sopores prebricados, en donde los pellets prebricados son impregnados con una solución salina de níquel luego secados y luego incinerados pa ansrmar la sal de níquel en óxido Con el incremento de la temperatura, el ára supercial decrece pero la esabilidad mecánica se incrementa Actualmente la Alúmina es el sopore predominante en los Estados Unidos Algunos catalizadores son alcalizados con potasio para evitar la rmación de carbón por craqueo el cual es ácidocatalizado de acuerdo a H �+H (21) La alcalización suprime pntos acídicos en la supercie del catalizador y promueve también las reacciones que remueven el carbón depositado de la supercie del catalizador También es recomendable cuando se procesa gas natural que contiene hidrocarburos con más de 4 caronos; recomendable llenar la primera tercera pe del tubo con este tipo de catalizador, donde los altos ujos de calor ocurren También es imporante el ecto del tamaño y rma de los catalizadores en la perormance de la transferencia de calor Aún cuando la x
r
2
. . . . . . .
34
mayoría de los procesos se llevan a cabo bajo condiciones adiabáticas la reacción de rermación con vapor en los tuos es endotérmica y tiene que ser proveída de calor continuo mientras el gas pasa a través del catalizador. La erte dependencia de la velocidad de reacción y la temperatura supercial del catalizador claramente dene la necesidad de una eciente transfrencia de calor sobre toda la longitud y sección transversal del calizador Sin embargo, el material del calizador es de por sí muy poco conductor de calor De aqu se deduce que el principal mecismo de rasfrencia de calor es la COECCION y su eciencia dependerá de la rma en que el ujo está distriuido en el relleno catalizador En esto último se evidencia la importancia de la geoetra de las parculas Difrentes rmas de catalizadores han sido desarrolladas Inicialmente se usaan tabletas siples las que eron desplazadas por los Raschig-Rings Asimismo estos últimos h sido desplazados por los de 4 ageros (ICIKatalco) conguración 6 dispos (Topsoe) Rueda de vagón (UCI) Estos catalizadores con rma desarrollada se aplican especialmente en la zona de alto ujo de calor en la tercera parte superior del tubo Es uy iporante evitar romper el catalizador y/o empaquetarlo; puesto que pueden resingir el ujo lo que puede ocasionar sobrecalentamiento de los tubos. El llenado de los tubos del rermador con difrentes tipos de catalizador se está conviriendo en algo común por ejemplo: se puede recargar un tubo con 15% de catalizador libre de álcali en rma pre reducida y geomeía avzada (pare superior) 25% de no reducida promotor álcali (sección media) y 60% libre de álcali no reducido geometra simple (sección infrior)
35
2.31.3 Bases de diseño del rermador primario: Esta unidad del proceso consiste de un conjunto de tubos paralelos cargados con el catalizador de níquel en un hoo en rma de caja en el cual el calor necesitado por la reacción es transferido a los tbos por radiación El calor es generado en los quemadores Existen diversos tipos de disposiciones de hoos; de acuerdo a la disposición de los quemadores se pueden clasicar en quemadores arriba, quemadores al costado en pared terraza o quemadores en la base Como el gas de combustión de los quemadores al salir del oo esta todavía caliente se conecta el hoo a un banco de convección en el cual el contenido de calor del gas es usado para varios proceso energéticos como el precalentiento de la alimentación de vapor idrocarbros de aire de vapor etc. En el diseño del rermador se tiene que tener una especial consideración en el tiempo de vida de los tubos rermadores, ya que estos son costosos y de materiales especiales para resistir altas temperaturas como acero con alto contedo de cromoníquel preparado bajo centrigado Siendo imporante también en este conteto el catalizador rerente al tiempo de vida, su actividad, transrencia de calor y caída de presión etc
23131
Tubos de rermación El tiempo de rptura de los tubos depende de la presión y la temperatura a la que están sometidos de allí que se limita la presión de rermación lo cual ayudaría a aorrar energía en el proceso por lo cual se persigue una presión tan alta como sea posible Como la reacción de rermación es endotérmica y procede con un incremento de volmen el ecto negativo de n incremento de presión (rerente a baja conversión) tiene que ser compensado por una alta temperatura de reacción lo cual a su vez esta limitado por el material
36
del tubo. Oa posibilidad de compensar este efecto es incrementar el ratio vapor /carbón pero esto es desvorable económicamente La caja del hoo usualmente alberga entre 200 a 400 tubos de acuerdo a la capacidad de la planta los cuales son entre 1 a 13 m de largo con un diámeo interior de 75 a 140 mm y un diámeo de pared de 11 a 18 mm El nuevo material que se está utilizando para estos tubos es un acero "H modied que contiene 32-35 Ni/2327 Cr estabilizado con 15% Nb, el cual parece ser más estable a altas temperaturas debido a la mación de carburos complejos de cromoniobio. Últimaente ha surgdo una nueva generación de aleaciones llamaas Micro Alloy que contienen también Titanio y Zirconio. Estas nuevas aleaciones permitirían usar tubos más delgados en pared y tener mayor cantidad de catalizador para acomodar y hacer uso de menor cntidad de tubos para la misa capacidad Usualmente un buen diseño en el hoo rermador y los tubos implicaría una operación sin problemas de alrededor de 100 000 horas para los tubos De acuerdo a estudios realizados la disposición que puede alcanzar la mayor eciencia energética es la que tiene los quemadores en la parte superior la cual puede llegar a 95% El calor necesario está señalado por la teperatura de salida del producto del rermador. Generalmente 50% del calor es absorbido al proceso en los tubos y el otro 50% esta dado para elevar la temperatura Para nuesa planta sleccionemos el tipo de rermador primario con quemadores en la pae superior; debido a que estos se preeren para gandes capacidades Es posible acomod entre 600 a 1000 tubos en una sola caja radiante Otras ventaas que justican su aplicación son: � Además los quemadores se encuentran en un solo nivel de tal manera que el número de quemadores con relación al númeo de
37
tubos es menor que en los sistemas de quemadores en los costados. Esto simplica la distribución de las tuberías para el gas combustible y el aire de combustión ) La eciencia de radiación es mayor que en los otros diseños ) Los quemadores están localizados cerca de la entrada ía de la mezcla de alimentación, que es donde se requiere realmente un erte calentamiento ) Menos uso de acero estructural En este tipo de hoo, el gas de combustión llega a temperaturas alrededor de 1 000 C el cual es desalojado de la caja a avés de túneles º
donde se recupera esa energía por intercambio 232 Química de la producción de niógeno 2321 Concepto Sin duda, el proceso de separación del afe, es n proceso criogénico, dado que se lleva a cabo a temperaturas por debajo de los 00 C º
Toman importancia los conceptos de reigeración y los métodos mediante la cual se obtienen, como son las expansiones isoentrópicas o isoeálpicas La termodinámica aplicable en esta sección del proceso se ajusta a los parámetros de Peng Robinson, para determinar las condiciones de equilibrio 232.2 Descripción del proceso El proceso de destilación de aire no implica en si reacciones de transrmación
y
se
remite
más
a
aspectos
sicoquímicos,
termodinámicos y mecáicos a.
PrePuricación del aire: El aire tiene que pasar por una etapa de limpieza sica a través de un ltro de aire antes de erar al compreso principal de aire, de tal rma que se minimizan los problemas de desgaste del compresor debido a la erosión Este
38
ltro generalmente consta de una caJa que comprende vaos carchos-ltros de bra, este equipo tiene n sistema de autolimpieza con gas a presión. b
Compresión: El aire pasa por el compresor, que le imprime la presión necesaria para poder realizar la separación y pcación del aire Por implicar andes volúmenes de aire, el compresor es de tipo centrgo. Se detallará en el diseño de equipos que clase de compresor se escoge de entre los comerciales
c.
Pre-eniamiento Dado que el aire sale del compresor principal a una presión de aprox. 100 psi y en condiciones de saturación a una temperatura cercana a la del aga de enamiento del sistema (25 C), el aire necesita descender su temperatra para entrar al º
sistema de puricación de tamices moleculares Para ello se ha dispuesto la instalación de un eniador de aire con regerante R 22. d .
Puricación del aire Actualmente este paso del proceso se lleva a cabo con Tamices Moleculares o los denominados Mole Sieves (Molecular Sieves) que están constituidos por zeolita. Los tanques de prepuricación operan intercambiando su ecuencia, es decir algnos en servicio y otros en regeneración. Básicamente cada tanque posee una primera capa de relleno de alúmina que sie para retener el aga del aire de proceso y una segnda capa de Zeolita que retiene el C2, CO y otros contaminantes como hidrocarburos
e
Intercambiadores Luego el aire intercambia calor con las corrientes ías de salida del proceso; corientes de producto o de desecho que enían el aire y lo preparan para una temperatra cercana a la de los ptos de ebullición del aire
f
Expansores: Los expansores son equipos que sirven para generar reigeración mediante la expansión es decir, obtener temperaturas bajas Algunas veces se tiene compaders, que son máquinas
39
expansora y compresoras a la vez, puesto que están idas por un eje mecánico. g
Columna de destilación: Para procesos de producción de nitrógeno sólo se requiere una columna de destilación a direncia de la producción de oxígeno Actualmente se está haciendo uso de empaque estuctuado en reemplazo de platos de destilación ya que pemiten una mejor pureza menos uso de reujo y menor altura de la torre
h
Compresor de producto El niógeno gaseoso que se obtiene a la salida del proceso se encuentra a baja presión dado que el proceso de amoniaco lo requiere a mayor presión se hace necesario un compresor de producto del cual se detallarán sus características más adelante
233 Química de la producción de amoniaco La reacción química para la poducción de amoniaco conocida a nivel mundial es la síntesis de Haber M= -92.44j / mol (22) Bajo condiciones prácticas de una industra de procesos de amoiaco la reacción está limitada por la posición desfvorable del equilibrio termodinámico de modo que solamente se logra la conversión parcial del gas de síntesis (25 a 35%) al pasar a través del catalizador Razón por la cual el amoniaco es separado del gas sin reaccionar por condensación, el cual requiere relativamente bajas temperaturas para tener una razonable eciencia El gas sin converirse es reemplazado con gas de síntesis esco y reciclado al converidor La concentración de los gases ineres en la síntesis es controlada por pequeñas purgas continuas con vapor Estas fcciones básicas juntas con las propiedades de la síntesis catalítica y resticciones mecánicas gobiean el proyecto de la síntesis de amoniaco en el converidor y la planicación de la síntesis Los criteros de evaluación para la síntesis son
40
�
Consumo de energía.
�
Inversión y conabilidad.
Un número de difrentes conguraciones es posible para la síntesis del amoniaco. Ellos pueden ser clasicados de acuerdo a la localización del amoniaco condensado y de la composición del gas de alimentación y el pto de ingreso La gra 8 muesa las principales posibilidades.
41
2.331 Confaciones de la síntess de amoniaco Fia 8 Diagas de ujo de síntesis de amoniaco típicas
Me
Makeup gs·
b '
d
a
e
Purge as
Pr a
b
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NH . �L
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Pr
Purge_as
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@
e
42
Si el gas e abolutament libre de contamints catalíticos, como son agua y dióxio de bono este puede se ameado diectamente a convtido de síness.(gura A) Despés de qe el gas bndona el conerido, el amonaco es condenado po eniamiento y el gas que n racciona es rcclado a comresor Esta repreeacin es l má voabl desde l punto de vista de un mnimo consumo d egía Esto da como esultado un bajo contnio de amonico a la enad del convetdo la alt conctaió e amoniaco po condesació Cuado el as de alietació ontiene aga o dióid de carbono hay que aproveha que sos maerales sean absorbdos completamete duante la ndensación de amoniaco. Esto equee qe la etapa de cndensación sea localzada parcialmene o ínegente ente el gas de limenaión y el convedor Este arreglo iene la desvea a que l oncenacón de amoniao por codensación es eduio po dlució on el gas de alenación Tbé esto ae la existenca d una alta concacón de amonac a la entrada del convetidor gura B) El esquema mosrao en la gura C us ecuetemente uato obeas-ompresoas, paa evitar derohe de ene í a Con ese e lo la compresón sigue directamene desus d la ondesación epaón d amoiaco En sta cnguracó esto es posble a nfar e gas eiclado uando agua enfiamento o ae inmediatamente después limena el gas y así educ la enegía gtda por enfiamieno y reigacn Sparand el paso el eniamie por cndensació del amonia tamién ee venta s cudo el gas ecilado es comprmido juto co l gas de alimenaón Esto espcilente a pesiones de sntesis po ncia de 25Ma A a pesiones un gan pocntaje de amoniaco rmado pede er licuado por enaeo cn agua de enfiamio o aire (gu D.
43
El gas reciclado contenendo amoaco y dióxdo de carboo mezclados co el gas de alimentación bajo certas condciones de concetración y temperatura puede ser causantes de precpitaciones de sólidos (carbonato de amono). 2332 Formacón de amonaco en el converidor La pare cenal del sistema de síntess es el convertdor, en el cual se lleva a cabo la conversó del gas de síntess a amonaco. La perormance del convertdor esta determiada por el ratio de reacción, el cual depende de as variabes de operacón. Por ejemplo con un icremento de presión, la rmacón de amoniaco se incrementa. Este resultado no es precisamente el más vorable debido a la stuacón de equilbro para la reacción dado que tambén depende de los ectos sobre el ratio de reaccón. Fgra 9. Perormance del convertdor en funcón a la presón de operacó y drentes velocidades espaciales.
SV=15 0 2 3 0 >
� 15
o w
, :; z 10 '
2
l _
25
.
-
. 45
_ _
p, MPa-�•.
40
44
En la practica industrial, existen plantas que operan cerca a 8 Ma pero hay también otras que operan a más de 40 Ma Hoy las plantas son construidas principalmente para presión de síntesis de 15 a 25 Ma. La planta de nuestro proyecto trabajará a presión promedio de 18 :a en ambos converidores (gura 9) A modo de rerencia mostraremos una tabla de parámetros de operación típicos de síntesis modeas de amoniaco a direntes presiones para una producción de 000t/d H3 Tabla 4 Parámetros de operación de plantas modeas de amoniaco. PTROS Fluo de ingreso m3/h Conc. Ingreso NH3 % molar Conc Salida NH3 % molar Conc Ingreso ineres % molar Temperatura Separador NH3 ºC
PRESION DE GRESO 14a 22 :a 500000 407000 41 38 171 199 80 120 -5 5
La performance del converidor decrece con el incremento de gases inertes contenidos como pueden ser metano y argón(Figura 10). El rango usual de argón es de 015% en volumen Haciendo un lazo secundario para purga de gas este puede ser hasta 30% o más La performance del converidor también disminuye con el incremento de oxígeno contenido en el gas de síntesis. Hoy un nivel de 1 ppm en el gas de alimentación corresponde alrededor de 3 ppm en el ineso de gas al convertidor, estos generalmente no exceden este valor como se han demostrado en las direntes plantas modeas(Figura 11)
45
-
V:d50 2 3
lS '.
10L-J_.
i-
20 1 �ner gas cot. ¾ _ 10
o
5
Figura 10. Performance del convertidor en nción al contenido de gases inertes a direntes velocidades espaciales.
La dependencia de la performance del convertidor sobre el ratio H22 la veremos claramente en la siguiente Figura 1 La conversión optima a altas velocidades espaciales (SV Nm3 de gas /hm3 catalizador) =
se acerca a un ratio de y a bajas velocidades espaciales el aprovechamiento se acerca a 3 La razón es que el equilibrio juega un papel imporante en bajar las velocidades espaciales y tener un máximo ratio
de
3,
excepto
por
pequeñas
correcciones
en
cuanto
al
comporamiento de gases reales Usualmente el ratio es ajustado a 3 ya que en la practica en muchas plantas si se obtienen conversiones cercanas al equilibrio.
46
30
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Q
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1
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0 2 roten. pm -· Figra 11. Perormance del d el convertidor en nción al contenido de O .
1
� 12 e
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- 2�0 2�0
: :. - t _L 7 O 1 3 4 5 6
H:lNi rato.-• Figra 12. Conversión del amoniaco en función al ratio H ! a direntes velocidades espaciales.
47
En la gura 12 mosada anteriormente y en la práctica se ha comprobado que el incremento de la velocidad espacial baja la concentración del amoniaco. Sin embargo, el punto de operación optimo se escoge midiendo el incremento en el ratio de ujo de gas mas que por compensar la reducción reducci ón de la concentración de amoniaco.
23.33 Bases de diseño diseño del convertidor El diseño del reactor de síntesis de amoniaco no es solo cuestión de cálculos de volumen de catalizador, también depende de oos parámetros y respecto a valores óptimos de algo de ellos ellos se diseña. diseña. En los últimos días con con materiales materiales estrictamente conolados conolados se fbricaban reactores con limitacones relativas y estos se diseñaban para bajas presiones, y esto signica un máximo uso de catalizador. Hoy el objetivo es optimizar el calor recuperado al mas alto nivel posible y así poder minimizar la inversión para la síntesis total. Para calcular los parámetros para el diseño , incluyendo dimensión y numero de lechos catalizadores , perles de temperaturas , composición del gas y caídas de presión, es necesario requerir de un modelo matemático Existen
dos
ecuacones
direnciales
que
describen
matemáticamente el estado de comportamiento comportamiento segro deno del reactor y la sección del reactor: )
La primera ecuación modela la concentración, posición relación de cambio por transrmación de reactantes a productos. La
segnda
maneJa
la
temperatura
posición
comportamiento de la reacción del gas de síntesis el catalizador y parte intea del reactor La rma de la última es característica del tipo de convertidor. El perl de temperatura no solo depende de la evolución del ratio del calor de reacción también depende del método y naturaleza del sistema
48
para remover el calor de los lechos. El perl de temperatura de reacción reacción es de particular importacia porque el ratio de reacció responde vigorosamete a cambios de temperatura. (Figura 13) En la fgura las líeas del ratio de reacció constante ilustradas son dependientes de la temperatura y cocenación de amoniaco en la reacción del gas de sítesis La líea para ratio de reacció cero correspodiete a la temperauraa - cocetración depende del equilibrio químico De la fgura temperaur 13 esto aparenta que hay ua temperatura defnida para el cual el ratio de reacción alcanza u máximo para una concentra concentració ció de amoniaco dada. La curva (a) represeta represeta la temperatua temperatua cocetració para ratios de reacció máximos Para manteer n ratio de reacció máximo , la temperatra tiene tie ne que decrecer con u incremento de la l a concentració de amonaco. Si el objetivo e diseño ú operació es optimza la utilizació del catalizador , en la fgura 13 se muestra que la temperatura del covertidor perfl de composición composición puede puede seuir la curva curva (a) , el cual correspond correspondee a un ratio de reacción reacción máximo máximo en todos todos los puntos Es obvio que e la práct práctica ica esta tempera temperatura tura ideal ideal perfl de concetració no puede ser coseguida Por ejemplo un gas de de sítesis con alrededor de 3% de cocetración de amoniaco enando al convertidor no puede ser calentado a la temperatura ideal por intercambio de calor porque la alta temperatura requerida o existe e el sistema coveridor. Para alcanzar la temperatura ideal la primera porción del catalizador debe inicialmente operar adiabáticamete. Una Un a cosideración cosideración a tener e cuena es el tiempo de vida del catalizador para el cual se recomieda que la temperatra máxima iicial o debe ser mayor de 530 ºC Siguiedo con la subida de la temperatura adiabática iicial se cosigue miimizar el volumen de catalizador requerido por eniamiento de la reacción del gas de sítesis E los tiempos cuando los convertidores era diseñados para operar a altas presioes y temperaturas y teniendo la
49
ventaja de tener meores materiales de construcción , el converidor diseado represeaba una real limiación sobre sobr e la capacidad de la planta. Para maximiz la producción del converidor y capacidad de la planta y para conseguir los más orables costos de manuacura era necesio optimiz la utilización del calizador pa lo cual era necesio tener una temperatura del converidor
pel de conceración para
comparrlos a la ideal y optimizar el uso de altas presiones y el volumen de catalizador
60
50
t 50
' o
40
350 350-� _ 5
10
NH 3 conte. % ,
5
-
20
Figura 13 Ratio de reacción reacción en m3 NH/(m3 catalizador.s) en fción a la temperatura y concentración de amoniaco a 20 Ma
50
2.3331 Convertidores comerciales de amoniaco Los convertidores comerciales de amonaco pueden ser clasicados dentro de dos grpos: � Eados inteamente con tubos enfadores corriendo a través del lecho o con los catalizadores inteos al tubo y el medio de enfiamieto sobre el lado de la pared El medio de eniamiento es prncipalmente el gas de alimentación al reactor, el cual puede iur directa o indirectamente para el ujo de gas en la síntesis del volumen del catalizador Estos tipos de reactores son los llamados Reactores Tubo - Eniados � En donde el volumen del catalizador es dividido en diversos lechos en el cual la reacción procede adiabáticamente Entre los lechos de calizadores individuales el calor es removido por inyección de gas de sntesis reigerado o por eniamiento indirecto con gas de síntesis o va una alimentación de aga calentada o aavesando vapor Estos tipos de reactores son los llamados Reactores eniados por Inmersión o convertidores
multilecos de
Eniiento Indirecto De los tipos de reactores comerciales mencionados y teniendo en cuenta el optimizar al máximo el calor para tener al nal una mínima inversión total para la síntesis total el más conveniente para nuestro proyecto es en prmera istacia el Convertidor Multilecho de Enfiamiento Indirecto El enriamiento indirecto es aplicado hoy en da en la mayoría de las nuevas plantas de amoniaco por ser altamente rentable por el ahorro de energía inclusive algunas plantas que usaban los reactores de tubos eniados estn modicando al modo de eniamiento indirecto (igura 14)
51
2.3332 Convertidores Mutecho con enfriamiento indirecto En los converidores de este tipo e eniamiento entre os echos individuaes es ectuado por intercambiadores de caor indirectos con un medio de enfiamiento, e cua puede ser gas de síntesis refgerado y/o
agua de aimentación
caentada y atravesando vapor E
intercambiador de caor pede ser instaado junto con e echo cataizador en e interior de casco a presió de a pared de reactor pero una ateativa atractiva, especiamente para atas capacidades es acomodar os echos caizadores en recipientes separados y usar intercambiadores de caor separados Esto es especiamente conveniente cuando se usa e caor de reacción para eevar a presión de vapor Para nuestro proyecto saremos tres echos cataizadores que se recomienda para pantas de capacidades arriba de 500 t/d como es nuestro caso Donde os primeros dos son acomodados en un sóo casco de presión junto con un intercambiador de entrada y saida Por consigiente una pérdida de caor de ebidor genera una ata presión de vapor, enfiando e gas antes que entre a segundo reactor conteniendo e tercer echo descargdo a avés de un intercambiador exteo para seguir recuperando e caor perdido y generando una ata presión de vapor E ujo de gas es de modo radia en os tres echos cataizadores La ventaa de reactor mutiecho es e aprovechamiento de caor a mimo Sabemos teóricamente que e caor de reacció de a sntess de amoniaco es 4622 KJ/o a condiciones normaes e cua corresponde a 2 72 GJ/t N3, a utiización de este caor a a más ata temperatura posibe genera una ata presión de vapor y esto da una mejor contribución a a eciencia de a energa tota de a panta que es e ctor ndamenta a evauar a rentabiidad de a panta Agunos converidores diseñados útimamente operan a 30 a equipados con un intercambiador de caor para eevar e ineso de temperatura a primer echo cataizador a a temperatura de iición
52
(aprox. 40 C), recibiendo la alimentación al convertidor cerca a la º
temperura ambiente y por o tanto la temperatura de salida cerca de 250 C gracias al aprovechamiento de calor º
Para poder conseguir una mayor temperatura a la salida del convertidor el del tipo mutilecho es vorable y lo consigue subiendo la temperatura de entrada y la variación de temperatura es función del ado de conversión Esto se consigue colocando un intercambiador de calor adicional para la alimentación al primer convertidor en contra del gas convertido corriente abajo del recuperador de calor En este camino el nivel de temperatura en la cual el calor era recuperado aumenta hasta el punto de poder lograr que la temperatura de entrada al recuperador de calor es igual a la temperatura de salida del ultimo lecho de catalizador Siguiendo este camino podremos consegir temperaturas corrientes abajo del converidor entre 480 a 290 C. La temperatura puntual la º
obtendremos del balance de energía siguiendo el criterio de conseguir una alta concentración a la salida del convertidor a costa de la más baja temperatura de salida del ultimo lecho Para una mejor descripción podemos ver la siguiente gura 14 que muestra un converidor de características similares al que va a ser usado en el proyecto el cual es un convertidor con eniamiento indirecto
53
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J C • '¡
'1 -
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º 50 Q
40
o 10 2 3 4 5 6 Temp., º(-
3
._ s - ,o NH3 conte. vl¼-
(A) converidor: a) calizador b) iercambiador de calor c) sección de eniiento d) gas de ineso e) temperatura de conto de gas de ingeso gas de salida. (B) perfl de temperaura del gas a tavés del conveidor (C) concenración de amoniaco versus emperatura Figura 14 Convrtidor mulilecho con eniamieno indireco y dos echos radiales
54
2.3333
Cinética de reacción del aoniaco El conocimiento de a cinética de reacción del amoaco es importante para el diseño indusial del reactor de síntesis, para determinar as condiciones de operación y para un tener un control computarizado de plantas de amoniaco Estos medios pronostican la dependencia técnica sobre las
variables de peración del ratio de ración de amoniaco en u voumen de catalizador integral que es el elemento principal del reactor(Figura 15)
KMI
f
- 3.10
2 . 10
�-
30MPa
1.S-3m
lnerts
-10 º/.
Hi:N7
= ;
Temp.
= 4 ° C
1
<,
2
_:
- 10 0MPa
e o
'
c
o 1
5
10
NH1 0(.
Figura 15 Ratio de reacción para la síntesis amoniaco en función a la concentración de amoniaco a direntes presiones Las altas presiones de trabajo promueven un ato ratio de rmación de amoniaco pero una alta concentración de amoniaco en el gas de síntesis (gas de reciclo) o disminuye Además as atas temperaturas aceleran la rmación de amoniaco pero esto trae consigo un valor inrior de la concentración de
55
equilibrio de amoaco. Por lo tanto el ratio de rmación pmero incrementa con la elevación de la temperatura hasta llegar a un máximo cuando el sistema aprovecha el equilibrio termodinámico, luego del cual disminuye Veamos la siguiente gura 16 para una mejor representación
0.2 KMI
l
15-3m
lnets
10"¼
H 2�N
- 3�1
NH 3
Pa
con = °/
'e -�
c
0.1
o w-
-"
o _. 4 50 60
Tmprau.
ºC
-
Figura 16 Ratio de reacción para la síntesis amoniaco en función de la temperatura a direntes presiones Ecuaciones para describir la sntesis de amoaco bao condiciones de operación industrial deben representar la inuencia de la temperatura presión coposición del gas y la coposición en el equilibrio Además ellos deben tomar también en consideración la dependencia del ratio de rmación de amoniaco sobre la concenración del catalizador y la resistencia de transrencia de masa el cual es signicativo en la sntesis de amoniaco industrial. La primera ecuación útil propuesta por ingenieros dedicados al estudio de la cinética del amoniaco según Max Appl es la siguiente:
V
=
kl *
PN2 (PH2 3 / pN3 2 r k_¡ ( p N / PH 3 t ........... (23) *
2
ª
56
a=0.5-015
Un problema de esta ecuación reside en la asunción que la adsorción disociativa es la azón determinante pa que el H 2 y NH3 no tengan inuencia signifcante sobe la adsorción del nitrógeno, y que la cinética de adsorción del nitrógeno y desorción ped se descritas adecuadamente. Oo problema de esta ecuación es que los valoes de (oden de reacción) eran dependientes de la temperatura y las consttes de la pesión Un hecho más grave era que para n contenido nulo de NH3 en el gas de síntesis la ecuación daba un ratio de reacción infnitmente gande, además en las propuestas industriales la alimentación al reactor siempre tiene un ciero contenido de NH 3. Pa evitar esto se puede usa otra ecación más simple propesta en la bibliograa de Max Appl: V k' * P H * P N =
2
ª
2
I-a
(24)
.........
Una importante modifcación qe se hizo a las ecacones anteriores para el calculo de la velocidad de reacción e la de incorpora la adición del H2 al N2 absorbido como una segunda razón determinante V
=
k· N2
1-a
N H 3) ) • (l+l/P H J (l/ P H + 3 / K .p N pH J (1-P 3 N
2
2/
N
K ._
2
2
2
3
2
a
(25)
2
Esta última ecuación a altas presiones y cando el gas de síntesis contiene H3 se transrma en la ecuación 23 Se ha demosado que esta ecuación se ajusta mejor a datos experimentales La ecuación 23 es una rma simplifcada de un modelo general el cal pede ser dervado del
concepto
de
sperfcies
energéticamente
homogéneas
y
heterogéneas a aplicabilidad de una ecuación particular resultante para este concepto depende de la capacidad de educción del catalizador y del tipo de pomotor Según estudios matemáticos y con el fn de llegar al comporamiento real del gas de síntesis se llegó a encontrar un cuo
57
modelo matemático que es na combinación de las tres nteriores con la direncia que se usa las gacidades de los componentes en lugar de las presiones pciales.
w= 15;
=075
Los valores de w y dependen de las condiciones de presión y temperatura y además de la cercanía al equilibrio termodinámico Cerca del equilibrio termodinámico la ecuación 26 se ansrma a la ecuación 23 y lejos del equilibrio la ecuación 25 se ansa en la ecuación 24. 2333.4 Catalizador para la síntesis de amoniaco El catalizador para la síntesis de amoniaco puede ser visto como el corazón de la planta Para una presión dada y una producción deseada, esta determina el rango de la temperatra de opeción, el ujo de gas de reciclo y la regeración requerida El catalizador a directamente el diseño del reactor
y el
intercbiador en el lazo de síntesis Esto también inuye indirectamente en el requerimiento de pureza del gas de alimentación, la presión de operación, el costo de capital y la energa consumida por el gas de síntesis Aunque sabemos que la proporción del costo del catalizador comparada con la de la planta es insignicante, la economía del proceso total está determinada considerablemente por la performance del catalizador debido a su gran inuenia en los paretros mencionados anteriormente. Los catalizadores para la síntesis de amoniaco deben satiscer los siguientes requerimientos:
58
}
La más alta insensibilidad posible al oxígeno y cloro, que son veneno para los catalizadores el cual puede estar presente en el gas de síntesis. Las empresas dedicadas a la bricación recomiendan trabajar a la más baja temperatra pero teniendo siempre en mente que el ecto de los venenos para los catalizadores como por ejemplo compuestos oxigenados pueden llegar a ser más severos a menor temperatra(Ver gura 17)
}
Alta actividad a la más baja temperatura de reacción posible para tomar ventaja del vorable equilibrio termodinámico que ocrre a bajas temperaturas Los catalizadores comerciales en promedio rinden alrededor de 25% en volumen de amoniaco cando operan a 40 a y 480 C de temperatura nal del caalizador Para el cual º
corresponde una temperatra de equilibrio de 535 C Se pueden °
obtener mayores volúmenes de amoniaco a menores temperaturas y disminuyendo la presión }
Larga vida la cual está determinada esencialmente por la resistencia a la degradación térmica y a la irreversibilidad al envenenamiento En plantas que trabajan a altas presiones (60 a 100 a) la vida del catalizador es muy reducida según bibliograas consultadas esto debido a las severas condiciones de operación En plantas modeas que trabajan a bajas presiones y usando catalzadores de hierro se han conseguido tiempos de vida de 14 años
}
Resistencia mecánica Existen variedad de catalizadores pero los comúnmente usados son los de hierro y últimamente los de rtenio que tienen muchas ventajas respecto al adicional de hierro debido a su alta eciencia también con ratios menores a 3 Mayor información
adelante
de este tipo de catalizador se verá más
59
4 10-
8 6
4;
i
.9
2
2
4,
0:
10 -6
a 6
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2 _-' 50
-Terp.,
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38
0(
Figura 17. Efcto reversible de la actividad del catalizador al incrementar la concentración del vapor de agua en el gas de síntesis y la disminución de la temperatra. 3335 Catalizadores comerciales de rutenio Este catalizador según la biblioaa consultada es la que mejores resultados ha dado en los últimos tiempos; sobre todo en los converidores del tipo Kellogg que es la usada en nuestro proyecto Además este catalizador cumple con nuestras condiciones de operación proyectada. Este tipo de catalizador es a base de rutenio sobre un sopore de ato el cual lo hace más activo que el catalizador de hierro rerzado con cobalto que e la última inovación hecha al catalizador tradicional de hierro
60
En la actualidad es más económico y fvorable el uso de este catlizador, el cual es 10 a 20 veces más activo que el catalizador tradicional de hierro. Este catalizador es preparado por sublimación del R3 (C) 12 hasta mantener un contenido de carbono el cual es impreado con niato de rubidio Una gran particularidad de este catalizador es que tiene un gran área supercial mucho mayor al catalizador convencional de hierro Este catalizador contiene alrededor de 5% en peso de rutenio y 10% de rubidio Además de la gran actividad supercial tiene una gran actividad volumétrica, por el cual esta trabaja mejor con un menor ratio estequiométrico H en la alimentación del gas Vemos a continuación una gráca en la cual se muesa la viación de la acividad del rutenio y catalizador Fe 04 con el ratio H:
61
60
t 13.79kPa
4 :
.
.
.
Pred uthnium o cb
.
. _
Magne -
o
L _a.
2
3
4
HI a _
Figura 18. Efcto del ratio H sobre la activid del rutenio y el catalizador de Fe0. El catalizador de rutenio tiene la ventaja de ihibirse a la concentración del N y con mucha mas razón si se trabaa a baas presiones (� 20a). Un diámetro de 15 a 5 mm y una longitud de alrededor de 6 a 7 mm es el tamaño recomendado para este tipo de catalizador, mayor inrmación a cerca del tamaño y rma del catalizador se ve ás adelante Para refrencia de este tipo de catalizador actualmente en trinidad existen plantas de 185 TPD que operan de manera extosa con este tipo de catalizador y obteniendo grandes benecios debido principalmente a que este catalizador no se altera mucho con la concentración de amoniaco veamos una comparación entre la ihibición al amoaco entre el ruteo y la agnetita:
62
1
70 .
(
Pro e d nhí u cb.
60
t 50 1 4 �E� :
HIN= L5:
30
\ ,
·� 2
• '
\ �!J?r·
e .
.
10
o
4
.
. ,
2 6 8 Amonia. %-
Figra 19. Inhibición del amoniaco sobre el catalizador de Ru y Fe 30 4.
26 Tamaño y rma del catalizador La prerencia de la medida y rma de la partícula de catalizador comercial de amoniaco está determinada principalmente por 2 ctores: 1
Performance del caalizador
2
Caída de presión
Desde el punto de vista espacio - tiempo de ida, es deseable usar la parícula más na posible Sin embargo con la disminución del tamaño de parícula, la caída de presión aumenta así como también el riesgo de destrir la uidización del catalizador Para procesos que operan a presiones de 2 a 45 Ma y a velocidades de 8 a 2 m 3 m 3 h -i (STP) un tamaño de grano de 6 a 1 O mm es recomendado Granulometrías mayores, por ejemplo de 8 a
63
15 ó 14 a 20 mm, son usadas solamente en plantas donde la menor caída de presión es esencial debido a altas velocidades del gas. Para nuesos reactores a diseñar, teniendo en cuenta las condiciones de presión, temperatura, así como también siendo los convertidores de ujo radial cruzado horizontal y que operan a bajas velocidades de gas, nos permite usar granulometrías pequeñas (15 - 3 ó 2 45 mm) y estas según refrencias prácticas de plantas de Trinidad son óptimas Como sabemos la producción de amonaco está relacionada directamente con la presión y dependiendo del tamaño de la partícula del catalizador se da una caída de presión que la afcta, y por ende al % en volumen de amoniaco Veamos en una graca como inuye el tamaño de partícula sobre la producción de amoniaco a 25Ma y 12000m 3 m 3 h -i (STP) y composición de gas dada:
18
t
17
º'
5
Q
� >
16
14'
2
4
6
8
10
2
14
Efectiv parl s1z. m _,
Figra 20 Inuencia del tamaño de parícula sobre el volumen de N3
64
Existen dos ectos que causan la baja capacidad de producción al usar catalizadores de grano grueso:
Grao de medida larga retarda el transporte del amoniaco del interior de la partícula hasta la corriente de gas, porque esto procede solamente por disión lenta a avés de los poros, y una disión lea de amoniaco inhibe el ratio de reacción. Al ratio de reacción típico para la capa de ingreso al converidor, solamente una supercie de la capa del ano del catalizador de alrededor de 1 a 2 mm paricipa en la reacción
2
El segundo ecto es una consecuencia del hecho que un solo ano de calizador en el estado oxidado es reducido del eerior al interior de la parícula El vapor de agua producido en el interior del grano por la reducción del catalizador de hierro se pone en contacto con catalizador ya reducido, en su camino hacia la supercie exterior de la partícula; lo que induce a una gran recristalización Este ecto es muy siicante, como un ejemplo si la partícula incrementa alrededor de 1 a 8 mm, la supercie interior decrece de 11 a 16 m2/g hasta 3 a 8 m2/g Para tener en cuea la inuencia de varias rmas de parículas y
distribución de medidas dentro de una acción de tamaño denido es practico emplear para la elección de la medida y ra del catalizador un diámetro ectivo como medida nominal; el cual está deido como el radio del diámetro equivalente y un fctor de rma El tamaño y rma del catalizador es importante para obtener una buena producción así como también para lograr na buena disibución en el reactor y ocupar el menor volumen posible En la tabla 5 veremos que espacio va a ocupar nuestro catalizador respecto al volumen total del reactor para nuestra medida de 15 a 3 mm usada en el proyecto Las condiciones de operación para el reactor de nueso proyecto han sido propuestas teniendo en cuenta todos los criterios necesarios para llegar a obtener el máximo porcentaje en volumen de amoniaco el
65
cual depende directamente con la presión, y esta depende de la actividad del calizador el tamaño y rma de esta; así como también la temperatura mínima necesaria para lograr la reducción completa. En la práctica la temperatura de reducción es alcaada aprovechando al máximo el calor de rmación de amoniaco de la reacción exotérmica. Tabla 5. Ecto del tamaño del catalizador sobre el volumen de catalizador famaño de clasicación
Diámetro equivalente
Volumen catalizador
del catalizador ( mm )
aproximado ( mm )
relativo ( % )
6-10
75
100
4.58
5.5-6.5
92-95
3.6
4.5-4.7
88-90
15-3
2-2.2
8082
1-15
121.3
77-79
La mínima temperaura necesaria para la reducción es algo dirente para cada tipo de catalizador Para plantas que operan a medianas presiones (20 a 40 Ma) esta temperatura puede reducirse de 340 a 390 C Generalmente esta temperura está arriba de 440 C para º
º
poder loar la total reducción. Todos los catalizadores comerciales pueden alcazar volúmenes de amoniaco mayores a 25% que es lo más común pero esto depende de las condiciones de operación de presión y temperaura En la tabla 6 se ve como varia el contenido de amoniaco en el equilibrio con la presión y temperatura
66
Tabla 6. Contedo de amoniaco en el equilibio (%mol) a difrentes condiciones de pesión y temperatura.
1. ·e
P, Ma 5
0
39,8
32 30
19 33
0
27 .6 4
0
9
9 :J 4 8
0 9
OO
84 .3
2
3
84
72
1 9
] 58 2 0 3.
63
3
2 2 2
.
8
8
í4
U 7
6
3
5
8.72
5
4 2.8
7
7
637
8
510
6
l.19
5
7 .49
2 .7 1
4
70
68 4 4
0
6
60.7 9 5 57 Bi . 8 0
5 4 82
5
20
6H.:-
8
4
6 8
03 8
35.7
2 99 3 92
0 8
6
6 S 6 9
3
46
8
6 1
9 34 224
31 60 98 8 4.9 1
8
4 '
.7(
8
2(i
0
86
8
(> 360
8
53 .7
6 ! 0 226 9 28 00
�t7l
,06 26 2
8
9
1
.6 .
6 7
88
. . .
8),54
8
76
8125
7 59
69 fS 00 0
8 7.8 4 697 6. 6
s2.:w
9 7
(
8 20 .
fü)
5 7 U
41.8
. 4 5 4
9
. 90
71 @ .2 8
6 58.0G
53�
9
:i
3
34 .0
4$1
6
2
3 .6 2
no
CAPITULO III DISEÑO DE LOS EQUIPOS DE LA PLANA
3.1 Balance de masa y energía 3.11 Balance de masa y energía de la planta de hidrógeno Como materia prima tenemos los siguientes compuestos: Gas natural, aire, niógeno y agua En cuanto al gas natural vamos a considerar una composición estándar de lo que sera una composición de gas después de haber separado los líquidos del gas natural. Además el distribuidor del gas lo deberá proveer a cierta presión la cual se ha supuesto; por no haber a la fecha un valor establecido por la Compañía del Transporte del Gas En todo caso si la presión del gas es menor a la que se especica esto se puede superar colocando un compresor De rerencias de plantas de hidrógeno y del balance elaborado en el cuadro podemos deducir que para 55762 kmol/h de hidrógeno se requerirán aproximadamente 2263 kmol/h de gas natal Para el cálculo del balance de masa y energía es muy imporante saber la cantidad de calor que va a ser generado por la combustión en la Caja del Rermador ya que es este calor el que cilitará la reacción de Rermación Primaria Para esto es muy impotante saber los calores de combustión
68
Tabla 7. Calores de combustión de los componentes principales del gas de rermación Calor de combustión a 25 C, º
Compuesto
Fracción
rmación de H2O y CO2 gas (Btlbmol)
Hidrógeno
0.31944
-104040
Metano
066458
345160
Etano
0.01549
-614280
Propano
0.00049
-879380
Estos valores nos serirán para inesarlos al soware Desi I Pero se tiene que compensar por la acción de los componentes Despreciando el etano y propano de la reacción de combustió procedemos a deducir un calor de combustión promedio de 107200 Bt/lbmol para uso del soware Desi I. La mayor parte del balance de masa de la plaa ha sido desarrollado en este soware y se presenta e el anexo correspondiente a cada planta co la descripción de las corrientes Sin embargo la parte más complicada de deducir es la del balance de energía en el rerador Generalmente la planta trabaja a dos condiciones Algunos datos importantes para el siguiente análisis lo podemos extraer de Perry (9-14) Tabla 8. Poder caloríco y compuestos de combustión del H2, COY CH4. Bt3
Aire
2
CO2
H2O
N2
bajo
3/3
3/3
3/3
3/3
3/3
275
2,38
05
o
1
188
c
322
2,38
0,5
1,0
o
188
Metano
913
953
20
10
20
753
Sustancia
Hidrógeno
a Producción normal: Se producen las 5600 kgmol/h de hirógeno ecesarias para la planta de amoniaco El "Of gas de la PSA se
69
utiliza como gas combustible para los quemadores. Realizando los cálculos haciendo uso de la data del Perry obtenemos el apoe caloríco del gas de desecho "O Gas del PSA Tabla 9 Apore caloríco del gas de desecho del PSA Flujo Flujo
Flujo
Nm3/h
NCF/h
BtCF
Bt/h
O gas %mol Nm3/h H2
40.6 1000.0 41460.5
1464163.6
75
40644990
CH
16.1 10000 164368
580461.0
913
599609
555.5
1855974
3
5976359
Mt/h
99.37
co
5.1
10000
Como podemos ver el apoe caloíco es de 99.37 Mt/h. A continuación calculamos la cantidad de ujo de aire a requerir: Tabla 10 Flujo de aire necesario del PSA. Flujo O
Flujo
Flujo
%mol
gasNm3/h
Nm3/h
NCF
H2
40.6
1000.0
41460.5
14641636
.38
3484709
C
161
1000.0
16436.8
5804610
953
5531794
co
5.1
10000
5555
185597.4
.38
4417
Total
94585
3 Air/3 3 Air/h
Nm3/h 6787.1 El producto de la combustión se calcula haciendo uso de la proporción volumétrica dada por la tabla de datos. Es así como se calcula el ujo a la salida del rermador y entrada del túnel para ambos casos Este ujo de gases de combustión tiene una energía de 548,6 Mt/h Teniendo como refrencia el apore energético del "O gas tenemos que para el rermador quedarían 443,75 Mt/h valor que es muy cercano al requerido por el rermador y que podríamos considerar
70
adecuado, dado que en la práctica la plnta no requiere de gas naural par los quemadores.
b Producción máxima: Que será en el posible caso de requerir mayor hidrógeno lo que se ve limitado por la PSA ya que esta determina la pureza del hidrógeno la cual disminuye si se extrae ayor cantidad La cantidad límite aproximada es de 6950 kol/h Dada esta cantidad el combustible para los quemadores del rerador disminuye grandemente por lo que es necesao suministrar gas natural Esto asiiso ocurre al moento del arranque de la planta De los dtos del soare Design I tenemos:
Tabla 11 Calor aporado por el gas de desecho del PSA Flujo
Flujo
Flujo
%ol
Nm3/h
Nm3/h
NCF/h
BtCF
Bt
H2
155
719558
111834
3949372
275
108607717
CH
228
719558
163887
5787600
913
528407921
co
7.3
719558
52400
1850502
322
59586177
Mt
69660
Los datos mostdos se referen al cálculo del apore de la cantidad de calor que darí el ujo de desecho de l PSA La cntidad de ujo de ire se muestr continuación en la tabla 12
71
Tabla 12. Aire necesario por los gases de desecho del PSA Flujo
Flujo
Flujo
%mol
Nm3/h
Nm3/h
NCF/h
3 Air/3
3 Air/h
H2
155
719558
111834
3949372
238
939950
CH
228
719558
163887
5787600
9.53
5515583
co
73
719558
5240.0
185050.2
2.38
440420
3 Air/h
6895953
Este ujo de aire se inesa por la corriente 202 del Desig II De los datos del soware Desig II sabemos que el ujo de salida del rermador tiene cerca de 4.98222E+11 J/h de un ujo de gases de combustión a 980º C Este ujo es similar en contenido energético a cerca de 470 Mt/h Adicionalmente, del diseño del rermador, sabemos que necesita una energía de 142200 Kw, los que equivalen a 485,2 Mth De aquí se tiene una difrencia energética de 2586 Mt/h Esta cantidad de calor puede dos el ujo de gas de acuerdo a las conversiones de la tabla Obtenemos 283242 3 de gas naural; los cuales requieren de 16041 Nm3/h de oxígeno. Dada la cantidad de oxígeno requerida sera mejor dosicarlo del desecho de la planta de trógeno. Luego se procede a calcular los productos de los gases de la combustión, los cuales se inesan como datos en el soware Desi g II. Adicionalmente es lógico diseñar los equipos para el mayor ujo posible lo que se mantendrá en consideración El análisis de los balances de masa y energía se encuentran detallados en el Anexo A1
31.2 Balce de masa y energía de la planta de nitrógeno Primero se tiene que determinar cuánto nitrógeno requiere la planta de amoniaco Esto se puede extraer del cuadro de balance de la planta. Como podemos ver es 1985 kmol/h el ujo requerido de nitrógeno De aquí obtenemos lo siguiente:
72 mo/ h * 28' 16 kl g mo 1985 k Sm I k Fujo de N = 5 = 8 16 h g 1 16 kSm3 Fujo de nitrógeno = 1695,685 MSCFH De desarroo de baance genera de a panta de nitrógeno tenemos que para 1735 9 SCFH de aire se obtienen 1 SCFH. De aquí resuta: Fujo de aire seco a ser procesado en a destiación Fujo de aire seco= 1695686 10 1735 9 SCFH Fujo de are seco= 29 28 6 SCFH Fujo de aire seco= 29 28 6 = 83332 Fujo de aire seco= = = 44 f 1 9 ih = 3 95 k J Masa de aire seco= 29, ¾ Considerando a temperatra de 35 C y considerando que a ocaización va a ser cercana a mar se considera aire saturado con un contenido de acuerdo a carta psicométrica de 33 gramosg aire seco Masa de agua en aire= 33 ¾g * 1 9 ko = 33 1,6 k H 0 33 16 h = 183,26 ko Moes de agua= J 18 16 ¾ A parir de aquí podemos desarroar e baance de masa en e cuadro A pasar e aire por e tro de parícuas se retiran casi a totaidad de posibes sóidos suspendidos de aire Existen criterios para a seección de equipo de acuerdo a a ocaización de a panta y estos son dados por e bricante 0
3
4 0
2
4
00000
4
*
0000
4
4
4
4
3
SCFH
lh
0004
0
44
004
mol º
0004
0
0
mol
0
2
73
Respecto al compresor, veremos en la selección, que la selección del equipo se hace de acuerdo a condiciones del fbrcante lo que interesa un poco conocer es la razón de compresión entre etapas esta se aproxima a 1.74 (r =1,74) la cual se ha deducido de la experiencia de otros compresores similares instalados, de donde podemos deducir las direntes presiones. El compresor seleccionado sin embargo podrá tener un cambio de razón de compresión mucho mayor si se regula de otra manera. De esta rma se deducen las presiones después de las diversas etapas. Aplicdo la rmula del mual de Pery: T *(X+ 1) (estando Ten R) ......... (27) X= ro.2s3 _1 (relación de compresión) .(28) podemos deducir la temperatura de descarga de cada etapa la cual resulta cercana a 81,45 C Al pasar el aire por el compresor principal debido a la presión después de cada etapa y al paso del aire satrado por un intercambiador entre etapas se va retirando agua condensada de tal manera que el valor de la humedad absoluta a la descarga del compresor se puede aproximar a º
2
º
Humedad absoluta 96 psa 322 C 0004542
lb aire seco Prácticamente no nos interesa saber cuanta agua se retira después de cada etapa de compresión; simplemente nos interesa la humedad absoluta a la descarga nal del compresor para poder diseñar el Eniador de Aire. El valor dado de humedad absoluta a 96 psia deberá ser recticado si el soare Desi II lo permite ajustándolo a 134 psia, que deberá ser el verdadero valor a la descarga del compresor. masa de agua en aire 0004542 l J b aire seco* 220570, % masa de aga en are 10018 lb H O/ h 3
2
74 45442 ¾ moles de agua= 1001,8 lbHO= 18, 16' kg l ol � molesdeagua= 25, 22 % k
0
km
km
Luego el aire satrado de la descarga del aercooler con 2.2 C pasa por el Eniador de aire (Air Chiller), del cual deberá salir con una temperatura de 4 C y a 1 4 psia A estas condiciones es necesario deteinar un nuevo valor para la humedad absoluta, pero podemos aproxmar a: O Humedad absoluta a 96 psa y C= 11 8 lb lbH aire seco Calculando la nueva composición de aire a los Mole Sieve masa de agua en aire= 11 8 baireseco * 22 57 , masadeagaenaire= 251 lb H 113 86 h moles de aga= 251b HO= 18, 16' % g ol moles de aga= 251 lbH O= 6, 2 o } El Eniador de Aire o Air Chiller consta de una nidad de reigeración ensamblada en un S id con cooladores independientes que nciona automáticamente regulando la temperata de salida del aire entre a 4 C Esta unidad usa como reigerante al R-22 ó oniaco, dependiendo de los costos. Adicionalmente se instala un separador de tipo ciclón pa poder separar el agua condensada y de esa frma enviar un aire lo más seco posible a los Tamices Moleculares El aire ue sale de los Tamices Moleculares (Molecular Sieves), es casi puro Solo llevará trazas deHidrocburos y CO2 Para los balances en la Caja Fría (Cold Box) tenemos que 3
º
º
3
0 00
0 00
2
3
3 1
0
0 31
k
0
2
3
km
k
3
º
75
. 2942846 S CF H d 1·mºdo neo - *132519 SCH UJO 173549 SCFH fujo d liquido rico= 224106,1 SCFH Para l lido rco tos: Cotido d 39.77% 22471061 SCFH *0,3977 Cotido 3977% 89367408 SCFH otdo 3.% = 10862 k o ¼
f
2
2
2
2
Cont N 60.23%=2247106,1 SCFH*06023=1353432 SCFH N Contenido de N es 6023%=1578 73 ko ¼ 2
2
2942846 SCFH Producto N d colua*100000 SCFH 17354 SCFH 2
Produco N de columna 169568595 SCF H 2
2942846 SCFH *58971 SCFH FlU. d N d rcpro 173549 SCFH Fljo d N d rcpro 99963 SCFH Cotido d s d 277% 99963 SCFH *0277 27689,74 SCFH otdo d s d 2.% 320 k o 2
2
2
2
Contenido de N es de 723%= 63 SCFH*O723= 7229733 SCFH N Conenido de N es de 723%= 84332 ko ¼ 2
2
2
Habido cocluido st prir aálisis u os ayuda a dtriar los valors bas para l sowar Dsig Coo s vrá l axo corrspodit a la plata s hac los asts csarios las cactrsticas y codicios d opració sido l sowar a hrraita vrsátil Mayors dtalls l dsarrollo d los balacs s cutra l Ao A2 31.3. Balac d asa y rgía d la plata d aoiaco Coo pto d partida dl aálisis vaos a toar datos d balac d asa d procso dtriado ció al cual s hará los
76
ajustes y modicaciones necesarias. Ya se han ido perlando anterioente las cantidades necesarias de materias primas en hidrógeno y nitrógeno En el proceso de amoniaco de acuerdo a rerencias (Max Appl) tenemos que para 55762 kmol/h de hidrógeno combinadas con 1985 kmol/h de niógeno nos dan como producto condensado cerca de 3675 kmol/h de amoniaco que constituyen cerca de 625 Tn/h lo que resulta en una planta de 1500 TPD de amoniaco que es nuestro tamaño de planta a diseñar De aquí concluimos que requerimos de 1985 kmo/h de nitrógeno (55,6 T/h = 1335 D) También se puede concluir que se requerirán aproximadamente 378272 kh de gas nral (2263 kmol/h gas natral de un peso molecular de 16716 kg/ol) Los datos base para el soare Desi I han sido tomados de publicaciones en patentes, así como la bibliograa consultada haciendo las modicaciones necesarias ajustando el proceso a nuestras condiciones de operación y materias primas En mayor detalle se puede ver el desrrollo de los balances en el nexo A3
32 Diseño de los equipos principales y secundarios de la planta de hidrógeno Tal como se descrie en el proceso, el gas natural inesa al proceso a una presión de 249 psia y 20 C Esta presión supuestamente sera la º
presión de sministro del proveedor de gas natal a través del pipeline sin emargo si el suminiso es a menor presión tendría que evaluarse la instalación de un compresor de alimentación
321
Diseño de los reactores del proceso
3211 Diseño de los reactores de desulrización Primero se tiene que establecer n periodo de vida para el cataliador; el cual amos en 1 año dado que es lógico que se haga mantenimiento general a la planta cada año por fctores de segridad
77
Adicionalmente se estima un contenido e sulros de 5 ppm ( v) en el gas nural de alimentación, el cual esta por encima de la concentración normal y por lo que el catalizaor puee durar más tiempo. El catalizador a usar será el Tipo G-72 D basado en Oxido de Zinc, de SudChemie de rma Extrusion Este catalizador tiene dimensiones de 4,5 mm de diámetro y de 5 a 7 mm de longitud promedio Su densidad Bulk es e 1060 kgm3 Comercialmente se puee usar n factor de 0,0503 m3 (catalizador/gas) Nueso proceso tiene un ujo de gas natral que podramos aproximar a 55500 Nm3h equivalente a 486,18 Mm3y Por lo que necesitaríamos 24500 kg de catalizador; lo que equivale a 23,12 m3 los cuales podemos ividir en 4 reactores de con 5,78 3 de catalidor cada uno; lo que lleva a diseñar n volumen para el reactor de 11,5 m3 Dichos reactores estarán dispuestos 2 en serie 2 en paralelo. Para los diseños de los tanques estimaremos n diámetro de 2 m lo que para el volumen del catalizador nos da un área transversal de 3,1416 m2 y una altura de 37 m de tangente a tangente que sumado al soporte y demás accesorios (manhole) resulta en 4
3212 Diseño del reactor de rermación: De acuerdo a la teoría teriormente señalada, existen muchos casos en que los catalizadores dentro e un tubo de reactor son de direntes tipos. En este caso vaos a tener 2 tipos e catalizaor El catalizador pa el reador con vapor es en base Níuel con soporte de alphaalúmina Los tipos de catalizador que vamos a emplear son: G90 B EW (7 Spokes) de la compañía SuChemie. Capa supeor. G90 B (RaschigRings) de la compaña SudChemie Capa inerior.
78
La cantidad de ujo que va a pasar a través de los tubos se detemina por diseño. Los tubos a emplear se denen de acuerdo a bricante; se adoptarán tubos de 5 pulgadas de diámetro inteo y de 12 metros de longitud. De acuerdo a procesos pilotos se establece un ujo de 98,78 m3/h de mezcla por cada tubo a las condiciones de rermación (6766 Nm3/h de mezcla) De aquí podemos calcular que se requieren 396 (388 + ctor segurdad) tubos repartidos en 12 las de 33 tubos cada una y a su vez 4 manilds con 3 as cada uno. El remador es n hoo de tipo caja rectguar con ego en la pate superior (Top-red) Construido con acero tanto para la estructura como para las paredes las cuales se encuentran cubiertas con un aisamiento de bra ceráica Asimismo constaría de 3 as con 9 quemadores por a Es necesario deteminar la energía de diseño del rermador para poder estimar el costo del mismo Sabemos que en muchos rermadores con quemadores en el tope trabajan con un o de calor de 60000 W/m2 a 75000 W2 De aqí se tiene que detemin el área supercial de los tubos rermadores: Número de tubos del rermador Área supercial por tubo
396 4788 m2
Área total supercial Energía necesaria del hoo
1896 m2 142200 Kw
Un núero suciente de pueras de acceso
y explosión se
instalar en las paredes terminales de acuerdo al diseo mecánco En cuanto al catalizador, de acuerdo a la literatua se requere una capa superior y una inrior dentro del tubo remador La capa inferior será llenada por el catalizador G90 B mientras que la superior será con el G90 B EW La relación de cantidades de catalizador se determina a partir de que el 40% del voluen del reactor en su totalidad será llenado con
79
catalizador G-90 B EW y el 60% con el catalizador G-90 B. Calculando el volumen de cada tubo y el del reactor en su totalidad obtenemos 60,2 m3 de volumen de reactor De aquí obtenemos 24,08 m3 de catalizador G-90 B EW y 36,12 m3 de catalizador G-90 B De acuerdo a las densidades de cada catalizador, esto se traduce en 18060 kg de G-90 B EW y 32508 kg de G90 B Ambos catalizadores se proporcionan para una operación estable y continua por varios años Se espera que su tiempo de vida sea mayor a 5 años En operación noal no existe deposición de polímeros o coke por lo que no requiere regeneración
323 Diseño del reactor de Conversión de CO a Alta Temperatra: Respecto al calizador del reactor de conversión de CO para Alta Temperatura, podemos decir que hemos seleccionado el catalizador conocido comercialmente como G3 C de Sud-Chemie que tiene rma de tabletas cuya densidad bulk es de 00 kg/m3 Este es un calizador en base óxido férrco y crómico, y se espera una actividad estable por varios años y su vida esperada es de 5 años De acuerdo a bibliograa consultada, un ujo de 5000 Nm3/h puede ser tratado por 1 m3 de catalizador De aquí deducimos que requerimos 64 m3 de catalizador que estarán dispuestos en 2 tanques en paralelo de 2,5 metros de DI Es muy iportante considerar la velocidad del ujo a través de la cama de catalizador; se considera 1,28 s como una velocidad normal a las condiciones de operación del gas Desarrollando el volumen del catalizador para cada tanque, tenemos que la altra tangente /tangente es de 6,5 metros que adicionando el espacio auxiliar para los accesorios, tendremos una altura de 8 metros
80
3.2.2 Diseño de los equipos principales de intercambio de calor. En la planta de hidrógeno, básicamente contaremos con hasta 3 tipos de intercambiadores: De coraza y tubo, de supercie extendida e intercambiadores reigerados con aire. Para poder resumir la clase de intercambiadores que se presentan tenemos la tabla del anexo de cálculo, donde se hace el análisis de los intercbiadores segú el soware Desi II. Sin embargo creemos conveniente explicar como se llegan a dichos resultados, dado que el área del intercambiador determinará el costo del intercbiador. El principal problema que enentos es la determinación de los coecientes globales de transfrencia de calor, dado que el calor transfrido nos lo da el soware Design junto con la difrencia media de temperaturas. Como sabemos, la ecuación 29
nos determinará el área de
transfrencia. Q = U · A LMD ........................... (29)
Teniendo como datos Q y LMTD el problema se aduce en encontrar el U apropiado para hallar el área. 1
1
1
1
1
- +++ ............... (30) ; F 0
0
Donde : Coeciente global de transfrencia de calor 0
Coeciente de transfrencia de calor pelicular inteo. h0
:
Coeciente de transfrencia de calor pelicular exteo.
Coeciente de transfrencia de calor de la pared. F Coeciente de pérdida de transfrencia de calor por ensuciamiento. También nos podemos remitir a literaturas en donde se publican los coecientes globales.
81
Tabla 13. Coecientes globales de ansfrencia de calor para intercambiadores de calor planta de hidrógeno ETIQUETA FUNCION CONDICION
FLUIDO
FLUIDO PRESION U(Bt
CALNTE
FO
PSIA
2 F) º
HE-10
Evaporador
CF
Aie
Agua
600
30
HE102
Calentador
CF
re
GN+VA
350
20
HE103
Centador
CF
Are
GN+A
350
20
HE-104
Evaporador
CN
GN+VA
Agua
600
100
HE05
Centador
CF
Aie
Are
20
5
HE06
Enfador
CF
H2+VA
Agua
600
100
HE07
Enfador
CF
H2+VA
GN
300
70
HE08
Enfador
CF
H2+VA
Agua
600
80
HE109
Enfador
CF
H2+VA
Are
250
80
110
Enfador
CF
H2+VA
Agua
250
30
HE111
Centador
CF
Are
VA
300
15
HE12
Enfador
CF
H2
Agua
480
80
VA
: Vapor de agua
CF
: Convección rzada
CN
Convección Naural
GN
Gas Naural
En el caso de H-1 O 1 se determina que dado el bajo coeciente de transfrencia de calor pelicular en el lado exterior, (lado aire) se necesitará el uso de supercies eendidas. Y por lo tanto el cálculo de un nuevo coeciente global de transfrencia de calor Es necesario asimismo determinar las dimensiones inteas del conducto de salida de los gases de combustión del rermador dado que esto inuye en el valor del coecente de transfrencia exteror Asumiendo un conducto de 6m x 5m aproximadamente de área transversal
se
procederán
a
realizar
los
cálculos.
Prmero
82 determinaremos la velocidad a avés del conducto pra vericar si se encuera en parámetros normales. Flujo de aire= 1462000 m / A las condiciones de operación Los datos de propiedades de los uidos tto inteo como exteo al tbo se extraen de las correlaciones obtenidas del Desig II Las rmulas apicadas en la hoja de Excel son: Pra el uido deno de los tubos: m G= (3 ) nt·D2 ·(¾) ............. Flujo másico por área •
DiG
Re=- .............. (32)
Núero de Reynolds , = O'¾023·G . (33) (e·%) -(D·¾) Coeciente pelicul de transfrencia de calor deno de los tubos para Re>8000. Pra el uido era de los tubos (aire de combustión) considerando supercies extendidas (aletas cilíndricas) °2
3
= + 2 ¡ Diámetro de aletas y= - Distancia entre aletas
Df Dr
b
= r
(X-D º _ 2. ¡ b) n
r ela ción de á re a
= 60 p FV ujo másico por área transversal Re = DrG - Reynolds para el uido exteo
G
r
(34)
83
Coeciente pelicular de transrencia de calor era de los tubos h¡
0
=
h
0
-(¾J · .............................. 35
Coeiente para era de los tubos hw
2-k =
( D -D¡)
.............................. 36
Coeciente de transrencia para el material
1 1 + 1 + 1 + 1 ...................... (37) io hf h; -(º/J hw hF =
Calculo del coeciente global a: 034 para arreglos triangulares de tubos o subíndice, uido exteo i : subíndice, uido inteo 1 : altura de la aleta b espesor de aleta n: nuero de aletas por pulgaa s espaciamiento entre tubos x espesor de ped de tubo área supercial del tubo desnudo por undad de longitud Ao coeciente de transrencia de calor f iámetro de aletas k: conductividad térmica c calor especíco u viscosidad eciencia 7 velocidad de ujo másic G La eciencia del coeciente de transrencia de calor pelicular para las aletas de diferente materal en el lado exterior del intercambiador, en nuestro caso de acero inoxidable se deduce de la tabla 4 que se muesa a continuación
84
Tabla 14. Eciencia del coeciente de transfrencia de calor peculiar.
Weightd fn cy Copr,k = 20 [381]
Alumin, k
5 [2 8.4}
0.95
to [56.71 5 4
.9 08 4
h,
(%)
=
125[6]
Steel, 25 r43.J
Saol s, = 10 [73]
070
3 0
e outsid m c, n B/(h)fL 2 ° F WK ; k, ral vy h º F . b g < í k Note; h0
,
La eciencia del coeciente de transmisión de calor para el lado interior de los tubos para el caso del agua se deduce del siguiente nomograma
85
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.
·I
1 1 1 · I . f •·m fl
'
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10
º
¡-
I '
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j
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�,' 20
40
A t. ºF
1
. 6
80
10
Fga 21 Coecentes de transrenca para el aga Luego de dseñar con más detalle los ntercbadores llegos a la conclusón de que para una aproxmacón general con nes de estmacón son váldos los coecentes de transferenca de calor globaes propuestos por las correlacones y tablas; dado que se pueden cambr muchas varables geométrcs para certas condcones de proceso dadas de tal rma que se ajuste al Coecente Global predetermnado Para el caso del ntercambador H-109 se tene un procedmento drente dado que se trata de un ntercambador de superce extendda enado con are De acuerdo al procedmento encontrado se tene lo sgente: Asumr n coecente gobal de transrenca de calor En nuestr caso tenemos vapor a condensar en presenca de no
86
condensables y especialmente hidrógeno en un Este coefciente se exrae de la tabla 15 mostrada mas adelante. 2 Luego se procede a calcular la elevación de la temperatura del aire en rma empírica, utilizando la siguiente correlación: -1 ¡ � 0005 · r, ;) - } . (38 donde: : salida 1 erada T uido caliente (T 30 F T1 104 F t : aire uido ío 50%.
U
=
º
=
º
87
TA8 15: ClENS GBL . fRF D O P O
qi e H , � B l /( I 14 106 300 v. 6 1016 101 1 00 D o 5 Ks 55 e ph 6-5 L a 65-70 2535 5 Goe 4 5-55 O Lh 60 Alo & ot 05 Ó ovn 20 Aoia 25-35 rin w a 9-10 0 W 140 565 ehye c 120 0 w
e•
-
M ° : 00 av g a. e 4 .
i 0 5F a p mp 3 . p 0 p
1
i 15 av tmp F t F temp m
º
°
H-raer
U M Bf" 14150 St1% nconibl 0 noss 51 4% oncoess 77 P t rbo 85 íx l yraro 655 6 Gasin mxu ium s 45 d hyo te Pur o ol 58 A 110
Va? cot
· B{h ) g 455 6-70 35 1
Li¡t ydb ed hyo o Lift ni or Ai Amo S Hydrogn - 10%
5%l -% -25%vl.
g 152 15-20 1-1 1015 1-15 1= 1525 -
35-0 12 15 1 - 150 44-5
5- 35
4550 5 2-30
05 5 -5 -0 5-5
g 5
6-70
550 0-5 455 855 808
05 50-55 450 555 5 95-1 5 850
7
885
Asumiendo una temperatura de aire ambiente de 25 C. Las demás º
temperaturas se toman de los resultados del soware Design I El resultado de la direncia de temperaturas para el lado aire se modica con el fctor de corrección obtedo de la gura 22
88
Figra 22. Factor de corrección para estimar aumento de teperara del aire
08
20
4 6 8 1 Temptur ang {2 -· 1) of cs ·lid, QF
Dicho fctor, para una direncia de 19 F se tiene el valor de 117 º
Que modicando a la ecuación, obtenemos na temeraura de salida de air de 2=1455 ºF (63 C) º
Obtenidas las temperatras procedemos a hallar el MTD Esta ecuación es conocida por lo que se obvia Se ha obtenido un valor de 51 77 º
F Además se tienen que calcuar la eciencia térica P y el ctor de
correlación R de la gura 23 También se tiene que seleccionar la disposición de los tubos del intercambiador; se ha visto por conveniente el de dos asos a contraujo donde el uo del casco es mezclado y el de tubos no
89
Se obtuvo P 0,2415 y R 396 con los cuaes e btiene e aor de F (cor) qe modica el M. =
f
. 2 ·
..•·tu .
-: /0 :,. · �tg · o1
:_. e ·. ': 2
igur 23. Fact de cecció el MID para j co de n paso De acueo a a g 24 oad a cnnuacón se ha obteido un alor pa F de 08. Desarollnd la oca ecuón de tnferca d cao obmo un áa de ub dsnudos de 781 2 666 m2). Sin earg etaos hablando de tuos dendos ; onsdado que las pees xtendda incmentan e área de ansereia cand menos O veces oemos ci que a nueva áea de tubo dendo e de 723 2
90
Escogiendo 3 las de tubos en cada intercambiador, cada unidad con 12 pies de ancho y tubos de 24 pies de longitud de acuerdo a la tala 16 mostrada a continuación tenemos que se necesitarían 7 unidades de intercambio cada una con 1 ventilador. De acuerdo al nomograma también presentado más adelante podremos determinar que se requerirá ua potencia de ventilación de 1350 hp que divididos entre 7 ventiladores tendremos 192 hp por ventilador aproximadamente Sin embargo con estos datos aproximados procedemos a realizar maximizaciones haciendo uso del soare Desi I Para dar los parámetros haciendo uso del soare prmero deimos el número de intercabiadores los cuales hemos llegado a deducir que son 7 Luego procedemos a escoger ua longitud y diámetro de tubos determinados Dada la fcilidad de cálculo otorgada por el proama, se procede a maximizar cada ua de las varables de diseño como son la longitud del tubo número de tubos espaciamiento de discos de supercie extendida altura de los discos y demás de manera que se obtenga la menor rea de transrencia y la menor energía empleada en el ventilador
91
Figra 24. Factor de corrección para el :T sen su dsposcón
l¡
r,
C uid e, o nmx
1 ¡ ,
·:�-;
T,
t�
r,
.7
r2
0 ,
F o.e 0.7
0 .2
0.3
4
5
6
e• 1 -t l/T )
0 .7
o.a
e
Tw-p cnar1 s la tb f e
MTD coehn ftrs d1l w a(•mg
F�¡.
J7
92
Tabla 16. Dimensiones de tubos segn supercie de ubos desnudos.
1,hl•
A•<>XP� · "' 1- O D /IH ApPOI·
widl.
_f
4
T
n, _f
4 6 8
0 6
8
12 1 8
8
10
1 14
6
24
10
10 4
16 2 4
1
32 1 6 20 30
14
32 36 40 6 JO 32
16
36 40 16
0
9
2
21 6 82 224 0 33 392 48 60 67 3 2 9
2
2 1 2 2 1
70
1 1 2 2 1 2 2
40
2
3 6 0 4 J 3 36 40
84 053 12 5 6 8 859 1031 289 174 6 78 70
3 36 20 4
3
4 7
30
30
0
p
2 2
2
8
Fas
2
2 2 2
800 0 80 ,0 1 45 682 179 08 .2 14 496 70 95 2,4
9 1 85 2106 46 5 288
No _ & 81 1 9 63 19 6 2 1 8 13 3 469 374 ." 7 7 6 37 5 6 2 20 76 5 2 4 4 59 817 62 4 4 93 9 1 17 13 19 192 858 1 1 4 913 0 1142 176 1370 113 245 .288 2 274 06 861 84 1 13 10 66 ,330 9 1,9 299 1 666 9 299 2,39 32 21 12 1190 1865 ,88 28 85 8 2,2 284 38 3 678 3, 70 276 207 90 18 2 83 3320 2 7 980 40 1 3 86 8 2238 . 2798 3,739 ,98 406 3 4, 74 70
97 46 94 24 2 3 8 6 46 781 82 6 839 99 1 3 68 8 2.8 08 1 1 0 17 0 2741 3, 32 97 17 1996 9 2994 194 393 85 78 3 7 408 4 ,3
{ 3 974 40 47 98
Not:
um 4 o h xc r th ong : ; l h t g $ 3 ur t prq t F nd 2 F d a tis sn r d 3 c. l h ur n pr ld w 1 a h ud l tan t & 0 h ma p c i w 00 F 3 F h hrr ls hn m 6 e. f e rg te r d gt h 300 r sf t l 30 8 w º
°
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3 Rlve o h !h u b w t Ro 0 4 5 6 0 8
4 e gt h nh n Tub le ft
12 4 6 8 0 2 30 32
3 0
C fao
15 113 1 0 06 0 0 0 09 089 08
3,57
4,1 97
477 06 9
i t wd nde aí d t 2 d d fted
93
Finamente, con estos resultados aproximados se trata de cacuar e conjuo e intercambiadores enfiados con aire usando e soare Design I. Los resutaos se muestran en e anexo A.1 de a pana de hdrógeno. j
Fgura 25 Requermento de poder aproximados de ventadores pa air cooers
9 4
3..3 Diseño de la válvula compresor En el diaama de proceso en el Desi II existe una porción señalada que involucra un compresor y un intercambiador. Este bloque es reemplazado en el proceso por na válvula eyector comúente denominada termocompresor Un eyector es un dispositivo de bombeo de uidos en el cual un uido a alta presión (vapor) realiza un efcto bombeante. No tiene pares movibles. El uido promotor pasa a través de n oricio o boquilla y emerge como un uido a baja presión y alta velocidad La boquilla se alinea a lo largo del eje de un disor en rma de Venturi Un segundo uido, llamado la carga (gas natural) entra en el punto de succión Ambas corrientes se mezclan La velocidad después del mezclado es menor que en la boquilla La mezcla uye a avés del disor y emerge a la descarga a una presión ene la succión y la presión del uido promotor De acuerdo a la biblioaa el diámeo en la succión y en la descarga pueden determinarse con la rmula:
/ ', ···· (39) -- 026 Jw � j p} 5
d
donde W es el ujo másico y P la presión en el punto de análisis. La longitud de la etapa es generalmente de 1 O diámetros Las siguientes rmulas determinan el costo aproximado y el peso de la etapa del termocompresor Costo
= 600
1 2 '
en dólares del 199
Peso en libras 40 d 1•
4
Flujo de vapor promotor Flujo a la descarga Presión de descarga
361684 lb/ 457587 lb/ 350 psia 94 in
Diámetro descarga Asumiendo tanto descara como succión de simil diámetro aproximado a 1O puladas. 9500 US$ FB Año 1996 Costo de válvula
95
Peso de válvula
460kg
Longitud de válla
324
25 metros.
Diseño de los ventiladores succionadores de gas de combustión del
rermador. De acuerdo al diagrama de proceso, encontramos que requerimos de dos ventiladores o conjunto de ventiladores diferentes; uno en el suinistro de aire para los quemadores y otro para succionar el gas de combustión del rerador primario De acuerdo al balance del Desi I tenemos los siguientes datos los cuales analizaremos: - Flujo de aire a quemadores 750000 lb/h Porcentaje de exceso de aire considedo 5% Porcentaje de pérdida de aire por gas 1% - Porcentaje de pérdida considerado por gas en el hoo 3% Porcentaje de seguridad en el ventilador 5% - Flujo de aire de diseño resultante 855000 lb/h - Estimando temperatura de aire 0 F (70 F+70 F*02) °
º
º
Densidad de aire a 90 F 00717 lb/3 º
- Flujo volumétrico de aire 18745 3/min (C) Presión usual a la entrada de los quemadores 10 mbar Caída de presión por los intercambiadores de calor 1O mbar - Factor de segridad de 30% - Presión de diseño de ventiladores 105 in H2 (26 mbar) (H Cálculo de la potencia requerida para el ventilador
P1 = 00001753 · Hf a
Factor de eciencia del motor y del gearbo 70% Potencia de motor requerido 525 hp La potencia puede ser distribuida en un número no deterinado de ventiladores que podrían ser 2 ó 4 ventiladores de acuerdo a los proporcionados en el mercado. Flujo de gas de combustión 1030440 lb/h
96
Densidad del gas a 480 C: 0,029593 lb/3 º
Flujo volumétrico de gas 580340 3/min Presión de diseo de ventiladores 3 in H2 (7,5 mbar) Cálculo de la potencia requerida para el ventilador de gas de combustión (usando la rmula anterior): 436 hp Se tendrá que tener en cuenta, para la ineniería de detalle que el diseo del intercambiador -05 deberá involucrar poca caída de presión en el lado de los tubos, para evitar un incremento en la potencia necesia del ventilador. Además se tendrá que considerar en el caso del ventilador del gas de combustión, que este esta sometido a altas temperaturas (500 C)
325 Diseño de los separadores de agua El diseo de los separadores de agua de proceso, ha sido realizado usando las asunciones del Design II; los resultados se detallan en el anexo De acuerdo a esto se determinarán los costos Sin embargo, cabe señalar que gracias a la fcilidad del Design II se ha podido comparar entre el tamaño de un separador verical u horizontal del cual se ha concluido que los recipientes de menor tamaño se obtienen de los horizontales 326 Diseo de la unidad de puricación de hidróeno PS, Pressure Swin Adsorption El diseo de una columna de adsorción de inicia con prebas de laboratorio para establecer la curva de "quiebre, es decir la concentración de contaminante respecto al tiempo Inicialmente el adsorbente esta esco con todos los sitios de adsorción libres Esencialmente nada del material a ser removido escapa de la columna A medida de que el tiempo transcrre, algos de los sitios de adsorción están ocupados y la concentración en el euente se eleva
97
De acuerdo a la bibliograa consultada, (CE june 1998) los menores costos totales se logran con adsorbedores de geometría de ujo radial a pes de que los costos de construcción sean mayores. Estos permiten altas velocidades superciales y cortas zonas de transferencia de masa También se sabe de acuerdo a esa rerencia que se deberán considerar n 12% de espacio vacío del volmen total del tanque debido a las secciones vacías del tope y del ndo Medidas ecuentes son con una altura típica de 2 meos y con diámetros hasta de 6 meos En cuanto a los dietros críticos de las moléculas tenemos que el hidrógeno tiene 24 A de diámetro crítico; mientras que el CO H 20 y el CO2 tienen un diámero crítico de 28 A El meto tiene un diámeo crítico de 4 A Asimismo moléculas con mayor polaridad son adsorbidas en mayor cantidad ente a las que no son polares Ene los parámetros que inuyen directamente en la adsorción tenemos: �
La temperatura ente a un incremento en la temperatura se registra un decremento en la capacidad de adsorción
�
El vector adsorbato en la se líquida la movilidad de las moléculas es más baja que las de la se gaseosa es por esto que las velocidades de ujo para un líquido son menores que para un gas para mantener la longitud de la zona de ansferencia y dimensiones razonables en la columna
�
La velocidad de ujo la cual no debe ser muy ala para evitar camas altas. Y no debe ser muy baja sino suciente para proveer una distribución de ujo regular. Usualmente se aplican velocidades de 3 a 3 min para ses gaseosas.
�
La concentración del adsorbato la capacidad de adsorción se incremena con la concentración del adsorbato
�
Presión un incremento de la presión total eleva la presión parcial del adsorbato incrementando la capacidad de adsorción
98
�
Impurezas, algunas moléculas orgánicas pueden dañar os tamices moleculares. La regeneración de as camas de adsorción se regenerarán por viación de presión lo que se denomina "Pressure Swing; Esta está basada en el hecho de que una disminución de a presión parcial del adsorbato corresponde a un decremento de la capacidad de adsorción en el equilibrio Esta regeneración se logra purgando a torre a ser regenerada, con una parte de gas trado De hecho, a energía necesitada para a desorción se toma de sistema. Por esta razón en este tipo de regeneración los ciclos del proceso son muy cortos y sólo duran pocos minutos De acuerdo a la biblioafa para a puricación de hirógeno se utiliza molecu sieve de 5 A (Amstrong) Por ejemplo la SORITE 5 A de Atona Un parámeo que se obtiene del proveedor es e de masa adsorbida por masa de adsorbente En nuestro caso tenemos que se pueden adsorber 18 kg de CO 2 por 100 kg de SORITE 5 A De acuerdo a inrmación de datos aplicados a una panta que podríamos considerarla como nuestra panta pioto tenemos: 184 seg - Tiempo de adsorción: 8 - Número de camas: Camas adsorbiendo en paraleo 905 m3/h Flujo por cama (a condiciones de proceso) 27 C Temperura: 33 psia Presión 15 metros Dámetro de tanque: 1767 m Área transversal: 036 ms Veocidad de ujo 389 kmo/h Flujo de contamintes: 17116 kg/h Flujo de contaminantes CO2 475 kg/s Fujo de contaminantes CO2: 874 kg/ciclo Masa de CO2 retenida º
99
- Masa de adsorbente requeida: 4860 kg/cama Densidad del adsorbente: 631 kg/m3 Volumen de adsorbente por cama: 7,7 m3 Altua de cama: 4,35 m Volumen total (cama 75%) 103 m3 Altura de tanque: 58 m Adaptando los datos de la planta piloto a nuestra planta podemos decir: 2m Diámeto de absorbedor: Área transversal: 314 m2 Atua de cama: 4,6 m 14,4 m3 -Volumen de cama: 9086 kg Peso de adsorbente Contaminantes a retener por cama: 1620 kg CO/ciclo -Flujo de contaminantes total: 2694 kmo/h -Flujo de contaminantes 673,8 ol/h (x4 adsorbiendo) 29634 kg/h -Flujo de contaminantes CO: -Flujo de contaminantes CO: 83 kg/s Tiempo de ciclo: 195 s 3959 m3/h (x4) Flujo por cama: -Velocidad de fujo: 1260 m/h Velocidad de fujo 0,35 ms (aceptable) Volumen de tanque: (+25%) 19,2 m3 6,1 m Aura de tanque: Se ha determinado sin duda agna que la mejor data para deteminar las dimensiones de un sistema PSA es a parir de una planta piloto; estos estudios lo desarolan los proveedores de estos sistemas, pero sin duda que esta aproximación para cuestión de costos, debe ser muy cercana a la realidad, paa el caso de fujo verica. Resumiendo los datos para cuestiones de costos 16 Número de adsorbedores: Adsorbedores en línea: 4
100
Alura de adsorbedores (tg /tg )
61m
-Atura total incluyendo sopores
8
Diámetro de adsorbedores:
2 m
Peso total de adsorbente
145376kg
3.27 Diseño de los elementos auxiliares 3271 Chimeneas En la planta de hidrógeno tenemos dos chimeneas, una correspondiente a la salida de los gases del Rermador (L 1O 1) y ora al desecho de gas residual proveniente del PSA (L 102 ) De acuerdo a parámetros del Ulrich la velocidad del gas por la chimenea debe estar entre 1Oms a 30s Desarrollo FLO -Material
SS
-Flujo de gas (T-P)
832300m3/h
-Diámetro estimado de chimenea
32 5 m
-Velocidad de ujo
28 ms
-Alura
40m
-Recubrimiento
ladrillo
Desarrollo FL102 aterial
SS
Flujo de gas máximo posible (TP)
7 000m3/h
-Velocidad de ujo
10ms
-Diámeo estimado de chimenea
05 m
-Alura
5 0m
-Recubrimiento
nguno
3272 Tanques Se
tienen
asmsmo
vaos
tanques
de
proceso
o
de
almacenamiento temporal que son necesarios especifcar para el análisis
101
de costos. De acuerdo a Ulrich, las relaciones de lontd: diámetro comúnmente están entre 3 1 a 5 1 Además el tiempo de residencia puede variar de 300 s, 600 s, a 1800 s dependiendo del propósito Desarrollo del Ebullidor (TX-104) Este tanque almacena el agua que se convierte en vapor aprovechando el gas de combutión del refrmador y el calor del producto del refrmador Corrientes de agua:
301, 302, 303 313
Flujo de agua total
220000 kg/h
Tiempo de residencia
300 s
Volumen agua
18,4 m3 (agua)
Volumen tanque
244 m3
Presión trabajo
600 psia
Presión de diseño:
800 psia
Longitud
777 m
Diámetro
2m
Desarrollo del deaerador (TX101) Este tanque es el que recolector de las auas condensadas de proceso Corrientes de agua
313
Flujo de agua total
100000 k
Tiempo de residencia
300 s
Volumen agua
83 m3 (agua)
Volumen tanque
11,1 m3
Presión trabajo
24 psia
Presión de diseño
40 psia
Longitud
56 m
Diámetro
16 m
Desarrollo del tanque Surge de Gas de Desecho (TX102) Este tanque es el recolector del gas de desecho de la PS Corientes de proceso
121
Flujo de total
5000 m3/h
102
Tiempo de residencia:
60 s
Volmen de gas
83 m3
Presión trabajo
25 psia
Presión de diseño:
30 psia
Longtud
26,5 m
Diámetro
m
3.273 Bombas Se requieren bombas centrgas de alta presión para suministrar el agua al sistema Dichas bombas se han diseñado usando el soare Design , los cálculos se muestran en el Anexo Si bien sólo opera una bomba la oa es e respalo. 327.4 Sistema de atamiento de aga Dado que el proceso incluye varas etapas de generación y uso de vapor, es necesario reponer icha agua al ebullidor Como se trata de evaporación a altas temperaturas se requiere de sistema de atamiento de agua que elimine la posibilidad de incstaciones silceas o calcáreas. Si bien es ciero, el complejo incluye 3 plantas defnidas, por lo que el tamaño no será decidido en esta pare sino que serán sumados los cauales de agua requeridos, de tal manera que se adquiera un solo sistema de agua para las es plantas El sistema de tratamiento de agua escogido es el sistema de Osmosis Reversa, dado su bajo costo de mantenimiento y que produce n agua de excelente calidad para generación de vapor Asimismo los gastos en productos químicos se ven reducidos los cuales compensan en ciera rma el elevado costo fo al inicio del proyecto. Inesa aga del aereador al ebullior en la corrente 307 en una cantidad e 120000 kg/h Del proceso se conensan 9735 k e aga Luego se requeren 64057 kg/h de vapor para el proceso de los cuales se recupera lo condensado Por lo que se requiere 66322 kg/h de aga; por lo
103
que aplicando un fctor de segridad de 10% aproximadamente tenemos 73000 kg/h. Adicionalmente es necesario cubrir las purgas del sistema que suman cerca de 10% del estimado por lo que sumando tenemos que necesitos de 80000 kh de agua tratada Esta es la cantidad de agua que sera necesia de una planta d tratamiento que prodzca agua para calderas Sin embargo se requiere agua de eniamiento, no muy tratada, para el eniador H-110 el cual requiere de 100 m3/h Esta aga puede ser simplemente agua de pozo o de mar con químicos para inhibir corrosión e incrustación; dado que la temperatura más ala es de 40 ºC Adicionalmente se requiere 500 m3/h de agua de eniamiento para el intercambiador H-112. 32.8 Diseño del compresor de producto En vista que el producto hidrógeno sale de la PSA a 230 psa aproximadamente y dado que para el proceso de amoniaco se necesita a cerca de 480 psia se hace necesario un compresor de producto. De acuerdo al soare Design I este sería un compresor de las siguientes características: - Número de etapas:
1
- Potencia requerida
5769 kW
-Tipo
centrígo
- Flujo:
155800 m3/h TP
Marca
SEZ-156 Demag Delaval
Posterior al compresor también se requiere un eniador el cual se trata en la sección de intercambiadores. Sin embargo, la producción de hidrógeno necesaria será de 5600 kol/h requeridos por la planta de amoniaco. Por lo que el compresor necesitaría solo 4648 kW El compresor ha sido diseñado a casi la máxima cantidad de hidrógeno que se podría sacar de la planta; lógicamente ese cambio traería consigo necesidad de inyectar gas natural a los quemadores.
104
33 Diseño de los equipos principales y secundarios de la planta de niógeno. Del balance de masa estipulado en pntos aneriores, podemos empezar también a diseñar los equipos en mención. 3.3.1 Diseño del ltro de aire. De acuerdo a información técnica de bricantes, tales como A Ieational Inc Podemos decir que el ltro de aire esta constituido por varios cartuchos sopotados en una platarma que alimenta mediante un túnel al compresor Por ejemplo, para nueso caso, tenemos ltros de 34 ½" de alto de la marca Zinder; los cuales son colocados en carcaas del tipo Pulsta de A Inteational. De los datos de diseño tenemos que cada ltro soporta un ujo de 975 c, para una velocidad de aire de 280 m y una velocidad entre los de 460 m. Para nuestro ujo requerido de 50000 sc se requerirían 52 ltros dispuestos en una carcaa de aproximadamente 12'6"x 72". 332 Diseño del compresor Haciendo uso del soare Design II y de los manuales de proveedores podemos realiar las sigientes elecciones De acuerdo al manual de Productos y Sericios de Mannesmann Demag Delaval tenemos la sigiente inormación. El compresor calculado es para un ujo de más de 77000 metros cúbicos normales de aire Esto signica que otorgando un pequeño ctor de seguridad podemos escoger un compresor de 78000 metos cúbicos normales Esto se aduce en un compresor tipo V (porque no hay una presión positiva de alimentación al compresor) tipo 78, que coresponde al ujo de aire y de 4 etapas dada la presión de proceso requerida.
105
Figua 26. Rangos de aplicación de ujos de succión compresores tipo V
Este tipo de compresores, V-78 en la marca Demag Delaval pueden ser adquiridos en otras marcas a costos inerores tal como lo eemos más adeante Otra marca alteatia es la COOPER Estos tipos de compresores son centrígos inteados en una caja de transmisión que se caracterza por ser compacta con un piñón pincipal (Bull Gea) y en nuestro caso dos laterales para las 4 etapas Estos compresores incluyen sus intereniadores y su sistema de lubricación Adicionalmente al compresor se tiene que adquirr un Aercooler y el motor eléctrico De la simulación realizada en el soware tenemos que la energía necesaia para este compresor sería de 8444 kw lo que se traduce en un motor de 971 kw que afectao por ctores de seguridad se conierte en 13000 H Como sabemos los motores eléctrcos también tienen su ctor de sericio por el cual se lo puede utilizar a mayor carga Con respecto a los intercambiadores ene etapas o intercoolers estos ienen con la compra del compresor; estos aen sepaadores de agua condensada que también se tuieron que incluir en la siulación con el
106
soare Design II Sin embargo se requiere disear el intercbiador de la última etapa o aercooler Se ha considerado un valor para el coeciente global de calor para los intercoolers : 0.3 kJ/.sK y para el aercooler 0.2 kJ/m2.sK (Datos tomados del Ulrich reridos a aire pasando por la coraza y aa por los tubos para el primero y viceversa para el segdo). Del design obtenemos las áreas (con un fctor segridad 50%. Tabla 17. Áreas de transrencia de intercoolers y aercoolers planta N2 ea m2
er Intercool. 2do Intercool 3er. Intercool. Aercool 639
453
420
665
Podemos deducir que el área para los intercoolers será de 700 m2 y para el aercooler de 800 . Los intercambiadores son de tubos de cobre y cor de acero al carbono Se instalan con trampas para eliminar el aga condensada del aire durante la compresión y el eniamiento Para nes de costeo, los intercamiadores ene etapas, así como el sistema de lubricación, se incluyen en el costo del equipo Un compresor como el mencionado se vería similar a la gra 27.
107
Figura 27 Compresor cenrigo de 4 eaps V-78.
333 Diseño del eiador de aire Haciendo un análisis sobre la disposcón de ujo de desecho Podemos llegar a la conclusión de que el o de desecho reslate del proceso no sería suciene para saiscer los requerimenos de uo de regeneración de los Tamices Moleculares n del Eniador de agua Por consguiene, se concluye que es más convenene el empleo de una unidad de regeración de aire que opere con n refigerane prevamene selecconado y que lo haga de rma independiene Para eso, los daos de imporancia son: ) Se considerará una emperaura de ingreso de aire de 25 C, º
dado que es emperaura puede alcanzarse con un inercambiador de coraza y os dándoe sciene área de ranserencia ) El aire será saurado, pero para ecos de cáculo, podemos considerar la canidad de agua inicial de la descarga del
08
compresor, ya que cualquier exceso será separada en el ciclón después del enfiador de aire. >
La salida del ciclón será a una temperatura de 4 ºC temperatra que será alcazada por el equipo de eniamiento. La presión será considerada similar a la descarga del compresor
>
La correlación para la termodinámica corresponderá a Peng Robinson que más se adecua al empleo de vapor de agua.
Resultados obtenidos: >
De acuerdo a la simulación obtenemos que el ujo de agua retirado es de 9 ,24 ol Los otros resultados han sido añadidos a la tabla del balance
>
Existen compañías como Vilter Manuctring Corporation que se especializan en el diseño y constrcción de euipos de reigeración en base a reigerantes como el R-22 para eniar el aire al ingreso de los Tamices Moleculares
>
La temperatura a la cual se evaporará el R22 a sido escogida a 1 7 C; suciente para procurar la transrencia de calor y º
obtener 3 ºC como mnimo en el lado de aire La presión de saturación del R22 es 665 psig Con estos datos diseñamos nuevamente el ea del intercambiador >
Ajustando un coeciente global de transrencia de calor de 25 Btlbs F tendremos ue el área aproximada del intercambiador será de 600 m2
>
El ujo de reigerante requerido se calcula en 2332 kg/h.
>
Las compañas tal como Vilter, presentan estos eqios completamente independientes; es decir tienen autonoma proia pues tienen su propo control o DCS y vienen ensamblado en u sid ransporable listo para conectar tuberías de entrada y salida del aire
109
� Se instalará posterior al equipo de refigeración, n separador de tipo ciclón para separar la mayor cantidad de agua líquida del ujo de aire 334. Diseño de los tamices moleculares Para esto analizamos una cama de Molecular Sieve de una aplicación De la cual tenemos los sigientes datos: - Diámetro inteo del tanque 3810 mm - Altura del tanque tangente/tangente 2286 m 11401 m2 Área transversal del tanque - Presión de diseño 135 psia 55000 sc Flujo áximo - Velocidad del ujo máximo 227675 ms Tiempo de ciclo a ujo máximo 4 hrs. 7480 sc - Flujo de regeneración a ujo máximo 175 C Teperatura de ujo de regeneración 7350 lbs - Capa de alúmina tipo -200 Alcoa 25650 lbs Capa de Mole Sieve Tipo 13XPG UOP De acuerdo a esto, el skid de puricación de aire constaría de 2 camas con ciclos de operación de 4 horas; repartidos en 90 min de calentamiento, 120 min de enfriamiento 14 inutos de presurización 2 minutos de paralelo y 14 de despresurización El Molecular Sieve adquirido será de 51300 lbs de UOP tipo 13X APG La alúmina activada adquirida será de 14700 lbs de Alcoa tipo F-200 El sid constará de dos ltros para partículas de 3micrones al 100% y de 1 micrón al 99%. El ujo de gas de regeneración constituido por ujo de Desecho, será calentado en intercambio indirecto con queadores de gas natural. De acuerdo al soware Design I la cantidad de calor requerido para regeneración es de 1743300 Bt Todo datos de combustión del Perry º
!·
0
podemos aproximar la cantidad necesaria de gas natural De acuerdo a la data: Ca lor ne t o= 87 3 B t u/ 3
/f de Gas Natura1 De aquí se calcula que se requieren cerca de 2000 3h e gas natural Asimismo, la cantida de aire necesaria esta dada por 3 Aire= 9 7 e Aire I e Gas Natural De aquí se tiene que se requieren 8500 f3h de aire, que sern administrados por un soplador, o en too caso por una pare de la corriente e esecho rica en oxígeno. '
335 Disefo de la caja ía (Cold Box) Esta sección de la planta esta desarrollada en el balance e masa y energía con el soare Desi II Aquí se lleva a cabo el eniamiento el aire y la separación del mismo en sus componentes. Los materiales empleados en el Coldbox pueen ser especicados en Aluminio: Intercambiadores y condensaores Columna de estilación etpas, tuberías Acero inoxidable Acero al carbono Estructura de soporte y conrmación de caja de aislamiento Aislamiento Lana e virio o Perlita Las temperaturas alcanzaas dentro del Col Box son criogénicas Poemos subdividir las secciones el Cold Box en las siguientes 335 Intercambiadores de Calor y Condensadores Son los que se encargan de recibir el ujo de aire puricado a temperatura casi ambiental y eniarlo con las corrientes e proucto y desecho a una temperatura próxima e la de conensación del aire a la
111
presión de diseo Las condiciones de operación se reportan en los resultados del soare Design Estos intercambiadores se denominan Plate Fin Exchangers, y generalmente no son considerados ecuentemente debido a las complicadas ecuaciones de diseo y de eglos Sin embargo, recientemente se han adicionado ecuaciones de diseo al simulador PROSI. Estos intercambiadores son de aluminio constidos usando proceso de adhesión con bronce El desarrollo matemático para el diseo de estos intercambiadores es complicado ya que se remite al desaollo de Ecuaciones lgebraicas Direnciales Parciales Para este desarrollo matemático se toman las siguientes asunciones: La temperatura en u pasaje es considerada uirme sobre la sección trasversal No hay mal disibución del uido a avés del acho de la estrctura El cambio de temperatua a tavés de la hoja de separación es despreciable La acumulación de calor en uidos es despreciable De aquí se pueden deducir dos ecuaciones para el desarollo matemático para una capa dada y placa "i ( excepto para la primera y la última placa) = AJ/ + ! -2 (40) ; f H oz 1
p
-Vo : =h AJ1t -y_i}+h _7;_¡Á� 1t y)+h -)+
¡
e f
p
fT - ,z+o e fT ····· (41) oz p p1) + /;1z ,e; ; 7;A; I +& uz ¡ s
¡
+
1
1
:
Para la ecuación 40, el lado derecho coesponde a la convección con las placas superior e inrior Para la ecuación 41, los dos primeros
112
términos del lado derecho corresponden respectivamente a la convección y la conducción con la capa y placa inrior; las dos sigientes con la capa y placa superior; y el último término es la conducción longitudinal Comenzando de los datos que contienen la topología de las corrientes de proceso en un P y sus datos geométricos, se crean un conjunto de ecuaciones para todo el intercambiador. Esto conduce a un sistema de Ecuaciones Algebraicas Direnciales Parciales; las cuales luego de una apropiada discretización resultan en un sistema de Ecuaciones Direnciales Algebraicas Pa la resolución de estas ecuaciones se usa el método Gear para la resolución de la matriz de jacobianos Para la estimación del área y del costo de los intercambiadores del Cold Box tenemos la siguiente tabla resumen de datos tomados de los resultados del soware Desi II. Sin embargo existen cieras simplicaciones en ciertos estudios que nos pueden ser útiles para determinar el área de los intercambiadores BPF El calor transrido se halla de un balance de energía en nuestro caso lo obtenemos directamente del soware Cabe resaltar que este calor es simplemente la suma de los calores de las corrientes de calentamiento o la sma de las corrientes de eniamiento; esta simplicación se da pues para el balance no entran a tallar los detalles inteos En cuanto a la direncia de temperatura podemos reducir un intercambiador multicorriente en uno de dos corrientes ectivas (una caliente y una ía) Una ecuación que muestra la direncia de temperatra promedio es:
Si Th y T son nciones lineales de Q la ecuación se reduce a la miliar diferencia media logarítmica de temperaturas (MTD)
113 ) h (T H -Tc (T TJ 43 T . ) ) ) h e ln T T ( T T D = H M ond los subíndis minúsulos rprsntan la ntrada d la orrint alint y las mayúsulas la salida d la orrint alint ntrada d la fía Sin mbargo dbmos atar ada por la antidad d alor transrido, d dond obtnmos: /T 1 ¿Q;!I . . . . . . . .. . . . 44 ond i orrspond a la orrint Admás n l aso d ambio d s ondnsadors s aplia también la rmula antrior sarrollando stas uaions tnmos los rsultados n la tabla 18 n
Q
;�1
114
Figura 28. Intercbador Plae Fn Hea Exchager
Tag
Descripción
Q D Tm (!t) (Mw) Q
-210 Man heat exchanger
17,75
220 Man heat exchger 230 240
u
e
Fm
(/(m2.K)) ($/K)
Aea
Valor $
(m)
3,25
1600620
300
1,2
1
5336
1921000
0,9
0,264 0,922
285985
300
1,2
1
954
343182
Main condenser
5,52
1,62
2,02
800867
400
1,2
1
2002
961040
N2 condenser
7,88
2,31
3,16
730823
400
1,2
1
1827
876987
0,74
0,217 25,68
8445
300
1,2
1
28
10134
250 Cod compressor H
5,2
QDT (W K)
Taba 18 Areas de ransfrenca para e cod box
116
Tabla 19. Coecientes globales típicos de transfrencia de calor para intercambiadores de coraza y tubo
Tvprcal het-nsf oei (U) d !t (C a a·ub xg w QO = 5,000 W/K.
Clk d
Parm,
H·Side f1 Co1g l9 Vc Vsct yd,oarn Oa Cndig Cnig Wl Orga U Hydocaln e Gs Wt Lqud Se lOW•
l·
High·
PtSUr Gs
Pr�e
9 1.8
102
9 9
7
Gas
&
24
07 l6
1
86 82
2 1
5
05
3
0
40 6
.8
9 0
0
42
07
76
0.4
,0
345
75 0
07 75
0
5
81
524
2
0
6
3 7 08
2 0
13 7
2
1.4
0
1.05
12
1.5
0.9
524 0
low-Pressu
u
as U br
e
5 2.13
High-Presu br)
u
429
.8
.20
Td Cooling Wate
u
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1.6 5
lVso
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O,gnc i HhVoí Otn qu Bn Wt
6
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0 0 5 9
46
0.81
375
6
0
.8
5
173
unor CaS/M. 'nilUteW/ •X,
Sute: Aapd frm (1/.
3352 Columna de Separación: El diseño de la columna de destilación se efctúa en el Design I De este podemos resumir los siguientes datos - Diámetro de coluna
22 metros
- Número de etapas
59
- Altura de etapa
0,61 metros
- Altura de columna por etapas
36 metros
- Altra de diseño
41 metros
- Producto de la columna
5124 kmol/
117
- Flujo de reciclo:
3145 kmol/h
- Relación de Reciclo
0,614
Con relación al desaolo, podemos decir que el simulador Desi II lo resuelve por el método de Glitsch. Además, se ha considerado una columna independiente, dado que sicamente, esta columna tiene adaptada en la parte superior al condensador, esto para evitar gastos en tubería y pérdidas de calor. La columna sólo consta de condensador, ya que el ujo de gas lo proporciona la misma corrente de alimentación de aire. Este condensador esta calculado separado de la columna en el simulador. La determinación de la etapa de alimentación se hizo mediante prebas sucesivas en el soare Design II, viendo como resultado la pureza del producto. Se determino que la mejor etapa era la 50 para la alimeación del aire Básicamente el materal de la columna es de acero inoxidable 316, incluyendo las etapas. En cuanto a las etapas podemos utilizar el empaque estrcturado, dado que posibilta una menor altura de torre al tener na altura por unidad de transrencia menor comparado con las etapas tipo bandeja 33.53 Compander Tal como se muesta en el diagrama del soare Desi II, el proceso muestra un Expansor, que proporciona la reigeración necesaria para la licuefcción del aire Sin embargo, en el diagrama de proceso también vemos un compresor, el cual recupera nitrógeno y lo alimenta a la columna, pero además recupera la energía del Expsor. La expansión se realiza en una sola etapa, mediante un proceso isoentrópico, en el cual se liberan 346 hp. El ujo que pasa a través del Expansor es de 1226 MSCFH. El compresor de una etapa comprime un ujo de recupeación de nitrógeno paa aumentar la eciencia de recuperación del proceso; este
118
ujo es de 976 MSCFH. Este compresor requiere de una energía de 276 hp Adicionalmente se requiere un intercambiador Brazed Plate Fin Exchanger cruzado con la succión y la descarga del compresor para evitar la rmación de líquido durante la compresión calentando el ujo de ingreso y para aprovechar la reigeración de la corriente de entrada enfiando la descarga que se dirge a la columna; por ello la presión de descarga del compresor es similar a la de al columna, 130,5 psia El compresor y el expansor están mecánicamente unidos dado que el Compresor aprovecha la energía del Expanor; sin embargo podemos deducir que la energía para enar el Expansor no será suciente, es decir que existe un desbalance energético entre el Expansor y el Compresor de 70 hp Esto quere decr que s operase el Compander surá daño por alta velocidad La velocidad usual de estos equipos es de 37000 rpm Por esto se requiere que otro dispositivo este acoplado mecánicamente el Expansor y al Compresor Este dispositivo es un motor-generador, cuya capacidad será de 150 hp El compander se encuena instalado deno del Cold Box, es decir rodeado de aislamiento, y el motorgenerador se encuentra eeo al Cold Box
33.54 Condensador secundario. Este condensador esta representado en el soware Desi II por el intercambiador 240 Aquí se aprovecha la expansión del ujo de desecho y la rmación consiguiente de líquido, el cual será usado para condensar ntrógeno para reujo o como producto de la columna Este es n Brazed Plate Fin Exchanger que ha sido especicado anteriormente, este condensador est instalado dentro de un tanque que no se representa en el proceso del soware Design I Aquí se obtiene el Flo de Desecho que se dirige a los Intercambiadores
119
3.355 Adsorbedores de Hidrocaruros Son dos tanques que contienen Silica Gel, adsorbente especial para retener los hidrocarburos que hayan pasado la puricación de los Molecular Sieve Especicaciones acerca de los equipos tenemos las siguientes: Altura de tanque tangente/tangente 2 metros - Diámetro de tanque 3 metros Flujo de líquido 450 gpm Temperura: -166,69 C -Presión 130 psia Velocidad de Flujo 0009037 ms Área ransversa de tanque: 706858 m º
Masa de Silica gel como adsorbente
2500 lbs
336 Diseño del compresor de producto De acuerdo al ujo de nitrógeno el cual es de 166127 MSCFH que equivale a 44593 NC Aplicando un fctor de segridad de 3% tenemos 45931 NC lo que para diseño puede designarse como 46000 NC En este caso el ujo de alimentación al compresor tiene una presión de 125 psia mienas que se requiere una alimentación a 470 psia Nuevamente recurriendo al manual de Demag Delaval vemos que e tipo de compresor más indicado es el CVK46 de 2 epas, dado que el ratio presión nal /presión succión es de 376
120
Figura 29. Rango de aplicación ujos de succión para compresores CV
337 Diseño de otros intercambiadores de calor Dado que existe otros ntercambiadores de calor en la plana direntes a los de Placa na, estos pueden ser dimensionados por el soare Design I; sin embargo se tiene que especicar aproximadaente el coeciente globa de ansrencia de calor; el cual lo obtenemos de bibliograas Si embargo se podrá notar en la relación sbsiguiene que no todos los intercambiadores están especicados; esto debido a que los intercabiadores etre etapas de los compresores V-77 CP0 y CV 46 vienen co los compresores haciendo flta sólo el intercambiado del eriamiento de la última etapa Los resultados de estas áreas de transrencia las eremos en el exoA2
ETIQETA
FNCION
COICION
FLO
FLO
PESION
CALNTE
FRO
PSIA
Uglobal(Bt2 F)
FENTE
º
H-204
Enfiamiento
CF
Aire
Aa
150
50
Perry
H205
Eniamiento
CF
R22
Aa
350
120
Perry
H206
Evaporación
CF
Aire
R22
150
100
Perry
H207
Calentamiento
CF
Aire
N2
50
5
Perry
H-260
Eniamiento
CF
N2
Agua
500
60
Perry
TABLA 20. Coecientes globales de transrencia de calor para condiciones especicas
CF
: Convección rzada
CN
Convección
122
33.8 Diseño de los separadores Se podrá observar en el diagrama de proceso de la planta de niógeno, que existen diversos separadores.
Los separadores de agua
después de cada una de las etapas de compresión son simplemente "Trampas de agua y su costo esta incluido en la instrumentación El separador de la fse gas/líquido de R-22 no existe, dado que de por sí esta labor la hace el intercambiador El único separador que esta directamente acoplado a la torre de destilación es CD220 cuyo diámetro será considerado similar al de la columna de destilación mientras que su altura será calculada por el soare DesiI 34 Diseño de los eqipos principales y secundarios de la planta de amoniaco 34 Diseño del compresor de alimentación de gas Las condiciones de operación de alimentación a la planta de amoniaco del gas de síntesis es de Presión de succión
= 462 psi; Temperatura de entrada = 35 C
Presión de descarga
= 2640 psi Temperatura de salida =934 C
º
º
según el diaama de ujo de nuestra planta(ver anexo )nosotros necesitamos llevar el gas a na presión de salida de 2640 psi para luego proceder a ingresar al reactor De estas condiciones vemos que la relación de compresión es mayor a 4 r = P2/P
r = relación de compresión
r = 2640/462
r = 57
Se sabe que cuando se trata de presiones muy andes la temperatura adiabática a la salida del compresor amenta demasiado y esto puede traer como consecuencia problemas en los lubricantes sellos, generación de líquidos y daños en otros materiales sensibles por lo cual las unidades de compresión deben estar en etapas Generalmente cuando las relaciones de compresión son mayores a 4, como es nuestro caso la unidad de compresión debe dividirse en etapas
123
Pa casos de diseño diseño se toma en en cuenta que el trabajo realizado por elel compresor se calcula por la l a siguiente rmula para un proceso politrópico Ws (m * z * R *TI* ni e * (-)* k/ Pl -) -tj . (45 aajo realizado realizado por el compresor. W Z ctor de compresibili compresibilidad dad = eciencia debido a la ficción del uido. n coecient coecientee poliópico (Cp/Cv. Para calcular el número de etapas hemos tenido en cuenta que el trabajo realizado sea el optimo, par paraa lo cual las relaciones de compresión deben ser casi iguales en cada etapa. Además derivando la ecuación (45 e igualando a cero se obtiene que la presión óptima a la entrada de la segunda etapa dee ser igual a la raíz cadrada de la presión de la primera etapa multiplicada por la de la tercera. Para nuestro caso el número de etapas óptimo es de 4, de donde: PI*P3 P2 o p -PI* P3 ......................... (46 n
n
1
=
8
=
e1
=
P3 o ptn
,P2 * P4 ................... (47
P4 o p tm -P3 * P5 .................
(48 Para calcular el número de etapas etapas se aplicó la siguiente rmula #etapas Ln (P4/P/Ln r ............. (49 r relación de compresión en cada etapa. Usando el soware Design I obtuvimos como resultado la tabla =
=
124
Tabla 21. Energía requerida para el compresor de alimentación de la plta de Amoniaco COMESOR
C-301
C 302
C 303
C 304
AL WO(m)
5077
4980
5062
5284
EERGIA(KW) EERGIA (KW)
4040
3660
3720
3883
de los intercooler intercooler Asimismo tenemos en la tabla 22 las áreas de Asimismo tenemos Tabla 22 Áreas de transrencia de los intercoolers del compresor de alimentación de la planta de amoniaco 303 301 302 INTERCOOLER EA(m2)
436
420
424
Los coecient coecientes es de ansrencia global para los intercoolers es de 0.3 K/m2sK tomados del Ulric Ulrich h Para estas condiciones y para un ujo de 70600m3/Hr hacemos uso del catálogo de proveedores Demag Demag Delaval y podemos podemos seleccionar seleccionar un un compresor centrigo del tipo 150 aplicados para ratios de presión de 4 a 16 y ujos de 50000 a 480000 m3/Hr que cumple con nuestras condiciones requeridas Aquí veamos el modelo en la gura 30 Para fcilidad de cálculo hemos desdoblado el compresor de 4 etapas en 4 compresores individuales, por lo cual la l a energía requerida que vamos a considerar para el diseño del compresor será la suma de la energías de cada etapa, cuyo valor aproxi aproximado mado es de 12003 Kw
125
Figra 30. Compresor centrígo de 4 eapas -50
1.6 ,¡
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· fJO f', .JO¡Rq ·- / r :• ¡Rq/
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30
5 A®
f · 4 . qO a 70 8 :Qó �-1,( C W
Act"� f fs1lCnow Act"� s1lCnow ·rae rae__.
Figura 3 Rango de alicación de fujo de succión del compresor 50
126
34.2 Diseño del compresor compresor de reciclo Los procedimientos seguidos eron similares al caso anterior Para este compresor las condiciones de entrada son: 2636psi; Temperatura de entrada 423 C
)
Presión de succión
)
Presión de salida 2730psi Temperatura de salida 466 C
=
=
º
=
=
º
de aquí haciendo uso del soware soware Desi Desi I pa una sola etapa ya que la relación de compresión es pequeña r = 2730/2636
r
=
1035
tuvimos los siguientes resultados C- 305
=
156 1 560 0m
Energía usada = 1150 K w Ahora para u ujo de 564200 m3r y para as codición e presión de descarga mencionada y usando el catálogo Demag Delaval podemos pode mos selecciona seleccionarr el compresor compresor del tipo SEZ 320 que es usado usado para correntes de amoniaco, para ujos arriba de 480000 m3/Hr y presioes de descarga arriba de 1200 psi lo cual cumple nuestras condiciones previstas Veamos a continuación las afcas y el tipo de compresor
127
.. :
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2
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03
5
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3 40 5 2
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Figra 32 Rgo de aplicación del ujo succión del compresor SEZ-320. 343 Diseño de los intercabiadores de calor Coo sabemos que para el costo de intercambiador de calor esta en nción al área de transfrencia es iportante saber el área de cada de los intercabiadores usados nálogamente coo en la planta de hdrgeno y para todos los diseños el área es calculada por la expresión: A
=
Q/*MTD (5)
Para la planta de amoniaco contamos con 5 intercambiadores sin contar los intercoolers ya diseados aneriormente, todos estos del tipo cora y to Los valores del coeciente global eron obtenidos de tablas del Perr e Ulrich y tal como se deostró anteriormente en los diseos de los iercambiadores de la plaa de hiógeno el coeciente global se puede estimar de las biblioaas encionadas ya qe el error puede ser corregido cabiando las ras geométricas de las supecies de intercambio stos
128
valores eon usads en el soare Desi I de lo cual se obuviron las siguientes áeas de ransfeencia mostrada en taba 23. Paa el dseño de enador de ae H-308 el procdimnto segdo e similar al eador de ire de a Plana de hirógeo H-09. . Etamos un coiente para eniador de apor a las condicos d opeacó dadas d a taba 15 . de donde U = 90 Btu r /2/ F º
luego tenemo: Q 8324603 B. T = 2 F
T2 04 F
t 77 F
2 =?
º
º
º
Tabla 23. Áreas de transferencias de calor de la planta de amoniaco ETIQUETA FCON
PRESON Ugloba(J/m2.sk) REA(m2)
FLUO
FLO
CLNTE
FRIO
PS
FENTE
-304
Eniador
GS+NH3
G
2730
595
1388
Urich
-305
Caentador
GSNH3
GS
2729
595
360
Ulrich
306
Enriador
GS+NH3
Agua
2682
580
105
Perry
307
Eniador
GS+H3
Agua
2650
580
213
Perry
308
Eniador
GSNH3
Aire
2644
90
16150
CE
39
Eniador
GS+H3
Agua
2643
580
1360
Ulrich
-310
Eniador
GS+H3
Reig 22
2640
284
484
Ulrich
130
2. Calculamos t2-t de la ecuación 51: t2-t =0.005 *U*[(T 2+T/2).... 51 de aquí t2-t = 365 F De la gua 22 usado en la planta de hidógeno paa la corrección de la tempertra de salida del lado de aire calculamos el ctor de corección F =1065 de donde t2-t 104*36.5 38 F Entonces t2 1 5 F 3 Ahora calculamos el M D MD 547 F De la gura 23 para la corección del M m calculamos dicho ctor de coección Para los valores de P y R tenemos P 0.28 ; R 284 entonces f 0.87 MD 476 F De la ecuación 50 calculamos el área del enador 4. A 19590 2 1820 m2 De la tabla 16 podemos escoger 4 nidades de 5 las de tuos en cada unidad y cada una con 20 pies de ancho y 32 pies de longitud y 1 ventiladores por bayoneta De acuerdo a la gura 25 también presenado en el diseño del eniador de aire de la planta de hidrógeno podemos calcular la potencia total requeida paa el eniador de are, la cual es 375 H Sin embargo con estos datos aproximados procedemos a realizar maximizaciones haciendo uso del soare Design I para calcular el nmero de ventiladores a utilizar y la potencia requerida para cada na de ellas Para dar los parámetros haciendo uso del Desi I primero denimos el número de intercambiadores los cuales hemos llegado a deducir que son 4 Luego procedemos a escoger una longitud y diámetro de tubos determinados º
º
°
º
º
131
Dada la cilidad de cálculo otorgada por el poama, se procede a maximizar cada una de las variables de diseño como son la longiud del tubo nmero de tubos espaciamiento de discos de supercie extendida alra de los discos y demás de manera que se obtenga la menor área de ansrencia y la menor potencia del ventilador. Para las condiciones mencionadas anteriormente y con el uso del Design II se obtuvieron los siguientes resultados: Área de ansrencia de calor 14355 m2/unidad Potencia del ventilador 185 H Número de ventiladores 16 De aquí la potencia total requerida es 296 H Los demás resultados obtenidos se presentar en el nexo 3 =
344 Diseño de los separadores ash Para los cálculos del diámeto de diseño de los separadores ash se emplea la ecuación de Souders - Bron la cual me permite calcular la velocidad supercial del vapor medite la siuiente rmula V = k* �( )/ (52) g
1
-
g
g
De esta ecuación 52 constante en ms p = densidad del líquido en Kg/m3 densidad del gas en Kg/m3 La constante recomendada por la bibliograa (Ulrich) es de 0064 s y esta lo hemos usado en el soware Design II para calcular el diámeto del recipiente Además veremos en el anexo de las coridas del sofware Design II que para calcular el diámetro se ha tenido en cuenta otras condiciones de diseño como son Presión de diseño ) Eserzo de seguridad
g
132
Altura de lquido mínima a la enrada. } Eliminador de neblina Tolerancia por corrosión } Efciencia de trabajo } } Porcentaje en peso de tolerancia El diámetro es calculado a pair de la velocidad superfcial del vapor calculado y usando la siguiente expresión: D=�4*/( *V *) (53) Además se ha tenido en cuenta que para el cálculo del volumen del recipiente horizontales en base al tiempo de residencia, y al tener el volmen se calcla la altura del recipiente Para el diseño hemos tenido en centa la posición del recipiente si es horizontal o vertical ya que si se tiene L menor a 3 es más económico usar recipientes horizontales El soware para diseñar recipienes horzonales asume un L 4 A continuación veamos los valores de alra y diámetro calculados por el soware en la tabla 24 }
g
g
Tabla 24 imensiones de los separadores ash SEPAAOS F-302 F303 F304
F305
IAMTRO (m)
150
07
107
107
LONGITU (m)
60
610
610
610
OLUMN(m3)
106
550
550
550
Los demás resultados calculados por el soware esign lo presetamos en el Anexo A3 juno con los otros diseños
133
3.45 Diseño de los converidores Para diseñar el reactor se necesita saber el voluen del catalizador y esta está en nción de la velocidad espacial que depende de la presión de trabajo, temperatura y de la concentración de amoniaco que se requiere mas detalle al respecto se muestra en la pare teórica sobre la síntesis del amoaco De la bibliografa consultada Max Appl recomienda para plantas que trabajan a presiones de 18a una velocidad espacial de 12500 m3 de gas de alimentación a condiciones normales por cada m3 de catalizador por hora Las corrientes de saida de los reactores lo calcula el soware Desi I tomando como condición que el reactor es adiabático e inresando la cada de presión y la temperura de salida esperada; as como también la composición aproximada para dicha temperura para calcular la composición aproximada a la salida del reactor R-302 nos ayudamos de la gura 14 par un converidor similar al usado en el proyecto Estos datos en el soware Design I se inesa en la opción "rate product Como veremos en el diaama de ujo presentada en el anexo A3 las corrientes de salida de un reactor es la entrada del otro por lo cual los ujos volumétricos de entrada a condiciones normales para cada reactor a condiciones normales es calculada por el soware Design I por lo cual para calcular el volumen de catalizador solo es necesario una división m3 de catalizador = o de gas de entrada STP /velocidad espacial A continuación tenemos los volúmenes de catalizador para cada reactor:
14
Tabla 25. Volmenes de calizadores en los reactores de la planta de amoniaco
REACTOES
R- 301
R302
R-303
VELOCD ESPACIL
12500
12500
12500
FLUJO DE GAS (m3/h)
56700
524800
500700
VOLN
45
43
40
CATALIZADOR(m3)
Vale la pena acotar que del diagrama de ujo presentado en el Desi II el reactor R 301 y R 302 y el intercambiador H305 son presentados por separado por motivo de cálculo, pero en realidad este es un solo reactor con 2 lechos radiales y un intercambiador de calor inteo similar al de la gura 14 por lo cual el voluen de catalizador que vamos a considerar para nuestro diseño será el mayor valor presentado en la tabla 25. Del cuadro tenemos que el volumen total de catalizador a utilizar es 10 m3 Según la bibliograa (Max Appl) el tipo de converidor de lecho radial y dos intercambiadores de calor inteo modelo Krupp Uhde son diseñados generalmente para 4 metros de diámetro y donde el volumen de catalizador es generalmente el 60% del volumen del converidor Nosotros para nuestro diseo y evaluación de costos vamos a considerar un fctor de seguridad de 10% mas por lo cual el volumen del conveidor (R30;R302) será 180m De aquí el diámeto me da el área trnsversal y la altura calculada es 145m3. Para los converidores de un solo lecho radial generalmente se diseña para un diámetro de 3 metros y el volumen del converidor es el 80% del volumen del catalizador Considerando el mismo fctor de seguridad que el caso anterior el volumen del converidor será de 60m3 nálogamente al caso anterior se calcula una altura igual a 85m3
135
3.46 Diseo de los elementos auxiliares 3.461 Bombas Para el diseo de la bmba de alimentación de agua a los ebullidores hacemos uso del soware Design para las condiciones sigientes: Presión de descarga
=
1813 psia
Presión de succión
=
147 psia
Eciecia volumétrica
=
85%
Flujo
=
5528 m3/r a STP
La expresión para el diseño que se esta tilizando es
P m*¾le 0 *p ... (54) =
P = potencia del soware Desig I tenemos P
=
223 Kw
3462 Tanques de almacenamiento. Se
tienen
asmsmo
vaos
tanques
de
proceso
o
de
almacenamiento temporal, que son necesarios especicar para el aálisis de costos De acuerdo a Ulrich, las relaciones de logitd diámetro comúmente están entre 3 1 a 5 1. Además el tiempo de residencia puede variar de 300 s, 600 s a 1800 s dependiendo del propósito Para el almacenaje del amoiaco liquido existen a nivel mundial 3 tipos de almaceaes � almacenaje a presión y temperatra ambiente en recipientes cilíndricos o esféricos � almacenaje a presión atmosférica y baja temperra en tanques cilndricos � almacenaje a presión reducida y a O C º
De estos tres métodos los dos primeros son las mas recomendables y su elección depende de las condiciones requeridas
136
Desarrollo del tque de almacenamiento del amoniaco líquido (TX-301)
Corrientes :
30
Flujo de amoniaco total
06 m3/h
Tiempo de residencia
8 h.
Volumen de amoniaco
848 m3
Volen tanque
848m3
Temperatura
24 C
Presión trabajo
246 psia
Presión de diseño
300 psia
Tipo
cilíndrico
Longitud
30 m
Diámetro
6.0 m
º
Este tipo de tanque cilíndrico es para almacenaje del día por el cual contaremos con 2 tanques e estas medidas. Ahora dimensionaremos un tanque para almacenaje con un tiempo de residencia mayor al tanque diseñado anteriormente Según bibliografa (Max Appl) los tanques para almacenar en stock por más de O días amoniaco líquio a temperata ambiente y a presión son diseados para 20000 toneladas y en el mercado se encuentran taques para alturas dese 4 a 8 metros y variedad de diámetros de acuerdo a las capacidades de requerimientos Desarrollo del tanque e almacenamiento del amoniaco líquido (TX302) Volumen de amoniaco
3370 m3
Volumen tanque
33170 m3
Temperatra
24 C
Presión trabajo
246 psia
º
137
- Presión de diseño: Tipo
300 psia cilíndrico
Longitud
8m
- Diámetro
72 m
34.6.3 Chimeneas: En la planta de amoniaco tenemos una chimenea, correspondiente a la salida de los gases del separador (L36). De acuerdo a parámetros de la biblioaa Ulrich la velocidad del gas por la chimenea debe estar entre 10 s a 30 ms. Desarrollo FL301 Material
SS
- lujo de gas (T-P)
15 m3/h
- Diámetro estimado de chimenea
05 m
- Velocidad de ujo
10 s
Altura:
30 m
- Recubrimiento
ladrillo
35 Diseño de los equipos de servicios. 351 Turbina. Para el diseño de las turbinas el procedimiento seguido es el calcular la potencia ideal producida para una condición isentrópica o adiabática reversible y la entalpía real de salida se puede evaluar se puede determinar del cambio y de la eciencia de la entalpía ideal A difrencia de los compresores aquí la potencia de eje entregada es positiva. La expresión de cálculo es la siguiente : W = m*e 1 *(hh2)s ..... (55) Para nuestras condiciones dadas : presión de entrada
181O psia ;
temperatura entrada
540 C
presión de descarga
: 20 psia
º
138
Tenemos los sigientes resultados : P
=
13.84 Mw (EX401)
352 Diseño del calentador de ego De datos técnicos dados por Pluspetrol tenemos que: Poder calorífco superior del gas natural
=
911B/3
Temperatura de entrada de vapor al calentador 329 C º
=
temperatura de salida del vapor = 540 C º
Considerando una efciencia de 85% inesos los datos al soware Desi II donde obtuvimos los siguientes resultados cantidad de calor necesitado
=
37.532*10 6 Bt/Hr
cantidad de gas natural a condiciones normales
=
1373 m3/Hr
La cantidad de gas a utilizar se calcula al dividir la cantidad de calor necesitado dividido ene el poder calorífco Haciendo un balance de masa para la combustión completa se obtiene que la cantidad necesaria para la combustión completa es: aire necesario
=
105 m3 de aire/ m3 de gas natural
Esta relación aire - gas natual es a 15 C y 1.033Kgcm2 º
de donde la cantidad de aire necesario es pa el ujo de gas calculado será: cantidad de aire a condiciones normales
=
15208 m3/Hr
considerando un exceso de 5% de exceso de aire para asegurar la combustión completa, tenemos cantidad de aire a condiciones norales
=
15970 3/Hr
353 Intercambiadores de calor En nuestra planta de servicios necesitamos un condensador para que el líquido obtenido del vapor aprovechado en la turbina retoe a la alimentación de agua a los rehervidores de la planta de amoniaco Así también requerimos 2 intercambiadores para el ciclo de reigeración para el
139
reigerante usado en la planta de amoniaco y nitrógeno. El procedimiento de diseño seguido es el mismo de los casos anteriores. Tabla 26 Áreas de transferencias de calor de la planta de sericios ETIQETA FNCION FLUO FLO PRESION Uglobal REA CLNTE FRIO PSI (J/m2.sk) (m) H-401
Condenador
Vapor
Agua
20
850
650
H-402
Calentador
R22
R22
19
300
100
H403
Condensador
R22
Agua
300
500
10
354 Bombas El procedimiento de diseño es similar a los casos anteriores Los resultados obtenidos del soware Desi II lo veremos en la tabla 27 mosada a continuación Tabla 2. Energía requerida de las bombas de la planta de sericios. ETIQTA PX-401 PX402
uso
Agua de eniamiento Aga cruda
POTENCIA (Kw) 322 80
CITLO IV EVLUACION ECONOMCA DEL ROYECTO
41 Análisis de la inversión 411 Generales La evaluación de los costos jos de los equipos se hizo haciendo uso de las coelaciones para la estimación de costos de acuerdo al tamaño del equipo Además se hicieron austes de acuerdo al tiempo mediante el uso de los índices de coso de planas de ing eniera qumica Respecto a las principales nulas aplicadas en el cálculo de la estimación de los costos jos tenemos: log = K +K ·log +K ( log 2 ..... 56) 0
p
1
10
2
3
10
que viene a ser la ecuación del costo o de compra de un equipo asumiendo la presión atmosférica y construido a base de acero al carbono; y donde A es la capacidad o tamaño del equipo, mientras que los direntes corresponden a constantes de tablas. Sin embar go el anterior costo tiene que actarse por la presión de diseño cuya nula es log F = + log P+ ( log P2 ... 57) 10
p
1
2
10
10
donde p es el ctor de presión siempre mayor o i g ual a la unidad; es la presión manométrica y C constituyen las direntes constantes de acuerdo al equipo
141
Finalmente e tipo de material utilizado en el equipo ejerce una directa inuencia en el costo, el cual se ve reejado mediante la siguiente rmula que determina el costo nal del equipo: = C ·� = C (B +B ) .58 donde Fm es el fctor del material Fp el fctor de la presión 1 y 2 son constanes de acuerdo al equipo Los datos de los costos presentados y obtenidos han sido ajustados al precio del equipo en costo actual Es decir el "hemical Engineering Plt ost Index EPI para los daos obtenidos haciendo uso de las correlacones, se ajustan a costos de mediados de 996 EPI 382; mientras que para estimaciones de costo del proyecto se esta asumiendo costos del año 2000, que de acuerdo a la publicación de hemical Engineerng corresponde a un alor de EPI 3943 Se adjunta el desarrollo de los cálculos realizados en la tabla Exce M
p
p
1
2
M
p
=
=
VARIABLES DE LOS EQUPOS PARA ESTMACION DE COSTOS
1. PLANTA HIDROGENO
1.1 Reaor de desulfurzacion Ta Numeo de undades Voumen Dsosicon Dameto Aua Pesión Materal Pecio Volumen cataizado u Peso caazador toal Preco Precio Total
12 Reaco de eoacion a Numero de undades Numeo de tubos Maerial Preson Eneia eueda Pecio Peso de cataizado oa Pecio Precio Toa
13 Reaor de CO HT shi Convesion Ta Numero de undades Voumen Disoscion Diametro Altua Materal Pesion Pecio Voumen caazado Peso cataizador toa Pecio Precio Tota
tks m3 m m sa CS/SS/Ni US$ m3 k US$ US$
CS/SS/SS sia kW US$ k US$ US$
tks m3 m
m CS/SS/Ni/Ti sia US$ m3 k US US$
R-0 4 115 Veical 2 4 250 es
53381 578 24500 61250
R-1 1 396 ASS 300 142200 19290758 50568
1011360 20302118
R2 2 393 Veica 25 8 SS 260 130181 64 44800
448000 578181
213525
1
61250 274775
1 1
14 lntercambiadores de Cao Ta To Numero de undades Area de tansferenca Preson tubos Mateal tubos Peson coaza Mateal coraza Pecio Pecio Tota Tag To Numero de undades Area de transferencia Presion tubos Matera tubos Peson coaza Mateal raza Pecio Precio Total
HE-101
HE102
Banco tubos 1 34.3 600 SS
Banco tubos 3 51 330
a
20
20
es
es
es
es
es
US$ US$
11445 11445
24859 74576
24214 48428
15693 15693
2311 184890
HE107
HE108
HE109
HE110
HE111
Foatn Head 390 250 Ti 300 T 736759 736759
Foatn Head 1 320 250 T 600
Are 7 9100 250 SS
m2
a
m2 ia ia US$ US$
5 Vavula Compresr Ta Dameto descaa Lontud Materal Costo 1996 es Preco
m m US$ US$
VC-201 024 25 SS 9500 29418
Ni
HE103
es
430975 430975
HE104
Banco tubos Banco tubos 2 48 75 360 340 Ni SS 20 600
967231 6770616
HE105
HE106
Banco tubs 8 71 20 SS 20
Foatn Head 2 686 600 Ni 300 Ni 439049 878097
Floatn Hea Banco Tubos 1 3 230 65 240 600 Ti SS 140 20
HE112
Floatn Head 1 407 600 Cu 40
es
es
es
321108 321108
21273 6388
137378 137378
1.6 Ventiladoes de aire Ta Tipo Materia Fluo volumetrico Preson descar Precio Moto elecrco Precio Peco Total
VX-101 Centrifuo
VX102 Centrifuo
es
es
US$ US$
94 26 71585 392 21925 9350
274 1 239766 325 19531 259297
m m sia CS/SS/N US$
SX108 Horzontal 15 61 260 N 170222
SX101 Hoizontal 11 61 260 SS 103040
m m sia CS/SS/Ni/Ti US$ k US$ US$
PS100 16 Vetical 2 8 300 SS 377027 150000 825000 1202027
kW
SEZ156 5769
m3/s kPa US$ kW
17 Seaadors de agua Ta Orientacion Diametro Lonitud Preson Material Precio 18 Unidad PSA Tanues Ta Numeo unidades Orentacion Dametro onitd Presion Matera Preco Adsorbente Peco Precio Tota 19 Comresor de roducto Ta Capacidad Tipo Matera Precio Poteca Moto To motor Preco Precio Tota
Cetriuo CS/SS/Ni US$ kW
24914151 6000
Dri proof US$ US$
93884 25008035
SX102 Horizontal 11 43 250 SS 76624
1.1O Equipos auxiiars Chmeneas Ta Materal Recubrimieto Dametro Atura Precio TanQues TaQ rietacio Diameto oQitud Preso Matera Preco Motores vetilador Potenca /u Numero motores Poteca total Peco Preco Total Bombas TaQ Numero udades Potecia
m m US$
FL-101 SS ladrilo 325 40 375524
102 SS inuo 05 50 31294
m m ia /SS/N/Ti US$
TX104 Horzota 2 78 800 120651
TX10 Horiota 16 5.6 40 33935
kW kW US$ US$
kW
Tio
Materal Peson Descaa Peco To motor Peco Preco Total
sia US$ US$ US$
J
Cotgencas Costos de auxiares Costo tota de construcco
I-
TX102 Verca 2 26.5 40
39196
50 7 350 5511 38575 PX10 2 200 etifuQa Acero fuddo 725 153441 Dri roo 14341
306881I 28683 335564
0
18% 35%
69736270 US$ 20684487 US$ 90420757 US$
(Grass root)
1.11 Seicos (Ulies) Operación de anta Aua tratada boier re Iua enframiento ua enframiento cruda Eneria reueida
horas m3/ m3/ m3/h k
8760 80 493 100 7267
112 Gastos de mano de ora Oeracón de anta Tuos de 12 horas Oerador Opeadores Suedo mensual Oerador US$ Suedo Anua Oerador US$ Aoaciones emeador US$ ota oeradores US$
d turnos turnos
anua anual
365 1460 192 8 1000 15000 1500 125469 12569
COSTOS MANO DE OBRA (Col)
1.13 Gastos de matea ma Oeración de anta Gas natural Costo 2000 Gasto as natural US$
horas m3 3/h MMBtu/ US$MBtu anua
COSTOS MATERIA PRIMA (Cn)
8760 53152 1877045 1710 2 29958992 299992 US$
114 Gastos tratamento de agua desecho COSTOS RAT. AGUA DESECHO (Cw)
S$
VRIABLES DE LOS EQUIPOS PARA ESTIMACON DE COSTOS 2. PNA NIROGENO 2.1 Fos de aire Flu·o de are Numeo de os Precio
sf
und US$
50000 52 86882
2.2 Compresores Ta Fudo Etaas Caidad
V K-77
kW
TIO
Mateal Peco Potencia Motor To motor Preo Precio Tota
CS/SSNi US$ W
US$ US$
Are 4 8268 Ceo es
5575027 9000 D roof 19741 5694768
CP220 Aire 1 205 Ceo SS 409335 xande D roof 409335
CVK-46 Nioa eno
2 295 Ceo SS 5214925 3300 Dr oof 70805 5285730
23 nrcambiadoes de Caor Ta
HX-204
no
Numero de unidades Aea de ansferencia Preson bos Matea bos Preson ora Mateia coraza Preco
m2 sa CuSS/ osia
Cu/SS/ US$
H-206
Coa v tubo Cora v bo 406 57 50 150 Cu Cu 50 150
HX207
HX10
HX-20
HX30
HX-40
HX250
HX-260
Banco bos 0 20 SS 20
PFX 1 5336
PFX 1 954
PFX 1 2002
PFX 827
PFX 1 28
A
Al
A
A
Coa&Tubo 56 50 Cu 500
1921000
343182
961040
876987
10134
es
es
es
13325
39767
3468
es
7471
2.4 Expansor Ta Fludo Etaas Caacidad To Matera Preco Potenca MotorGenerador To motor Precio Preco Tota
US$ US
EX210 50%2 1 351 Radia as SS 232970 146 Dr roof 11655 244625
m m sa CS/SS/Ni/T US
CD-220 Veca 2213 43 90 SS 165989
kW
CS/SS/N US$ W
25 Separador Ta Oientacon Dameo Lonud Preson Matera Preco
27 Moecuar Seve Tanues Ta Numero undades Orentacion Diameo onid Preson Materia Preco umna Moecuar Seve Precio Tota
S31 2 Veca m m sa CS/SS/N/Ti US bs bs US
3.8
3 150 es
197709 14700 51300
395418 36750 128250 560418
28 Coumna de desacon Tanue Ta Numero de undades Oentacion tura Dameo Preson Matera Preco Numero de etaas Matea etaas Precio Preco Tota
m m sia CS/SS/N!T US
59
CS/SS/F/N US US
SS 78739 1186682
A ontngencas Costos de auxiiares Costo tota de construccon
D210 1 Veca 36 2213 135 SS 1107943
8% 35%
3239612 US 6299245 US 27536699 US
(Grass root)
2.9 Servicios (Ultes) Oeracón de ana Aua enfriameno Enera reuerda Gas naura Coso 2000 Gaso as naura US$ COSTOS SERVICOS (Cut)
horas m3/h kW Sm3/h f3/h MMBu/h US$/MMBu anua anual
8760 1676 073 646 228 21 2 3642 36412
US$
2 Gasos de mano de obra Oeracón de ana Tuos de 2 horas Oerador Oeradores Suedo mensua Oerador US$ Suedo Anua Operador US$ Aoacones emeador US$ oa oeradores
d/v uos uos
anua anua
COSTOS MANO DE OBRA (Co)
365 730 192 4 1000 5000 500 62734 6734
US$
2 Gasos de maeria rima COSTOS DE MATERA PRIMA (Cr)
US$
212 Gasos raamieno de agua desecho COSTOS TRAT. AGUA DESECHO (CW)
US$
VARIABLES DE LOS EQUIPOS PARA ETIMACION DE COSTOS
3. PLANTA DE AMONIACO 3 Reacto de síntess Ta Numero de nidades Volmen Disosicion iameo ta Pesión Matea Peco Vomen tazado Peso del cataizado Pecio Aea de ntecamado Ta o Peson coa Pesion tbos Mateal tubos Matea coaza Peco Peco tota
3.2 Compeso de aimention del as a Nmeo de ndades Númeo de etaas Reacón de comesión Enea eeda To Matea Pecio io moto Potenca Moto Peco Peco total
33 Compeso de ecico Ta Nmeo de ndades Númeo de etaas Relación de comesón Eea eeda To Matea Peco Potencia Moto o moto Peco Peco tota
R-30 R302
R303
80 Veca 4 4.5 2726 SS 645527 90 72000 432000 360 HE-305 Bavoneta 2720 2740 SS SS 230675 717802
60 Hoonta 3 85 2668 SS 272229 40 32000 92000
m3 m m sa US$ m3 Lb US$ m2
sa sa
US$ US$
C30 C302 C303 C304 4
5.64 kW
CS/SSNi US$ kW
US$ US$
W
CS/SS/N US$ kW
S$ S$
15303 Cenuo es
25079405 D oof 6833 145559 25224964
C305 1 1 03 150 Ceniuo N 033788 200 oof 4192 07570
2364229
3.4 lntecambadoes de Caor Ta To Nmeo de nddes e de ansfeenc Pesion tubos Mtea tbos Peson co Mateal coa Peco Peco totl Ta To Numeo de ndades e de afeea Peson bos Maea tubos Peson coa Matea coa Peco Peco to
m2 s CS/SS/N s CS/SS/N US$ US$
m2 sa CS/SS/N sa CS/SS/N US$ US$
HE-301 Tubos en U 436 730 SS 5
HE302 Tbos en U 1 420 120 SS
es
es
es
es
es
147012 147012
147297 147297
152694 152694
223354 446708
7878 78781
HE-307 Cbeza ote 1 215 1825 SS 2740
HE-308 Ae 3 6150 2655 SS 15
HE309 Tubos en U 2 680 2655 SS 15
HE-30 Tubos en U 484 2655 SS
es
es
es
es
122507 122507
1234837 3704512
219870 439740
172828 172828
F-302 Hozont 15 6 2908 Ni 690220
-303 Vecal 11 61 216 N 835995
304 Veca 11 61 517 N 355155
-305 Vecal 11 61 297 N 28034
TX-30 Hozot 6 30 300 SS 2 1022088 2044175
TX-302 Vel 8 72 300 SS 2 4375000 8750000
15
HE303 Tubos en U 1 424
1715 SS 15
HE304 Tbos en U 2 695 2655 SS 2740
15
35 Sepdoes sh Ta Oecon Dameo Lonaitd
Peson Matel Peco
m m osia CS/SS/N US$
36 Eqos xles 36
T nes
Ta Oentcon Dameo L onai t ud
Peson Mtea Numeo de undades Peco Peco total
m m s SC/SS/N US$ US
HE306 Cabeza otante 105 2695 SS 1820
3.62
3.63
3.6.4
Bombas Ta Numero nidades Potenca To bomba Material Presión descara Preson Sion Preco Potencia moto Pecio Precio total Motoes venlado Ta Potenca Nmeo motoes Potenca tota To Peco Precio Total
kW
osia
US$ kW
US$ US$
PX-30 2 270 Cea Acero nddo 183 5 22163 300 859 480421
MHE-308 kW
15
kW
6 240
Ceno US$ US$
296 3529
Chmeneas a Mea Recbmiento Diameo ta Precio
m m US$
FL30 SS ladío 0.5 30 4381
COSTO FIJO TOTAL
US$
Conngencas Costos de aares Costo total de consccon
8% 35%
64671295
763228 22634953 9894082
3 Secos (Ues)
Operacón de lanta Aa atada boe e. Costo 996 Gasto aa atada boe US$ Aa enamento Costo 996 Gasto aa enfamento US$ Aa enfamieno cda Enea re<erda Costo 996 Gasto eneia US$
US/m3
COSTOS SERVCOS (Cut)
anual
hoas m3/h US$/10m3
ana m3/h ana m3/h kW
US$kWh aal
860 6 2.54 33502 194 6.7 1392 980 693 006 8957528 163176
US$
3.8 Gastos de mano de oba Oeacón de lanta Tos de 2 horas Oeador Operadores Sedo mensa Oeador US Seldo Ana Oerador US$ Aotacones emeado US Tota oeradores US$
d tos tos
COSTOS MANO DE OBRA (Co
ana ana
365 60 192 8 000 15000 500 25469 12546
US$
VARIABLES DE LOS EQUPOS PARA ESMACION DE COSTOS 4. PLANA DE SERVICOS 41 ENERGIA EECRICA 411 DEMANDA
PLANA H2 PANA N2 PANA NH3 PNTA SERV otal
412 GENERADOR VAPOR PANA NH3 Quemador
Tubina
a Caacidad vapor Costo 1982315 Costo acual Consumoas Consumo as a Numeo undades Potencia io Costo 1982315 Preco
7267 11073 16963 2486 37789
Kw Kw Kw Kw Kw
13784 Kw
k /s US$ US$ Sm3/h SCFH
kW
US$ US$
C40 20 864000 1081509 1373 48487 EX-40 13784 Vao 300000 375524
lntercambadores de Calo Taq To Numeo de unidades Aea de tansferenca Preson ubos Material ubos Preson coraza Maera coraa Pecio Pecio ota 413 COGENERACON SERVICIOS DSEÑO Horas opeacón Enea enerada Heat ate Calo reuerdo Costo qas natural Costo anua as Gas natua lnverson lnveson ota
m2 a CS/SS a CS/SS US$ US$
HE401 Floatn Head 1 650 50 es
20
es
183394 183394
24005 Kw 25000 Kw 8760 horas 29000000 Kw 0000 Btu/kWh 290000 MMBtu/año 2 US$/MMBtu 4380000 US$/AO 2404E+09 SCF/año 250 $/kW 6250000 US$
4.2 SISTEMA REFIGERACON 421 Compreso Ta Fluido Etap as
Caacidad
kW
Tio
Mateial Peco Potencia Moto Tio moto Peco Pecio Tota
CS/SS/N US$ kW
US$ US$
CP-401 R22 3 2006 Centifuo es
3608175 2100 D oof 56431 3664606
422 lntecambadoes de Cao Ta Tio
Numeo de undades Aea de tanseenca Peson ubos Mateia tubos Peson coaza Mateal coaza Peco
m2 sia
HE02 HE03 Floatin Head Floatin Head 1 1 110 422 300 300 es
es
ia
20
15
es
es
US$
52847
126306
43 AGUA DEL SSTEMA
431 Agua bole: Panta N2 Panta H2 Planta NH3 Total Costo Costo total anual
m3/h m3/h m3/h m3/h US$/ka
US$
o
80 6 86 000254 1913534
432 Agua enamiento Panta N2 Planta H2 Planta NH3 Panta Seicos Total Aua eosición {%) Costo Costo tota anual
m3/h m3/h m3/h m3/h m3/h m3/h US$/ko
US$
676 4931 1941 2950 7060 71 0007 49725
43.3 Bombas Ta Numeo undades Potencia Tip o Maeial Peson Descaa Pecio Tio moto Pecio moto Peco Total
1
PX401 3 200 Centfua
PX02 2 80 Centfua
CS/SS/N
es
es
osia
40 73665 Di oof 1434 264020
50 5631 Di oof 7716 118694
kW
US$ US$ US$
4.3.4
Torre de enfriamento a Undades Fluo a tatar Costo 1982 (315) Costo actua
m3/s US$ US$
TE-401 1 2.0 2500000 3129365
435 esmineraizador de aua a Undades Fuo a trata Costo actua OS en aimentacion S en producto
m3/h US$ DDm m
R401 1 86 376233 400 30
COSTO FIJO TOTAL
us
18% 35%
Contingencas Costos de auxiliares Costo tota de constuccon
12297
18434546 US$ 5467874 US$ 23902420 US$
4.4 Gastos de mano de obra Horas oeración peracón de Panta unos de 2 horas eado eradores Suedo mensua erador US$ Suedo Anua perador US$ ·oaciones empeador US$ ota opeadores US$
hs dv turnos turnos
anua anua
8760 365 1460 92 8 1000 15000 500 125469 12569 US$
COSOS MANO DE OBRA (Col)
45 Gastos de matea ima Gas natura Costo 2000 Gasto as natura US$ COSOS
Sm3 SCF MMBtu US$MMtu anua
MATRIA PRMA Crm)
9144 322911 294 2 5153888 5153888
156
4.2 Mercado En países desarrollados, amoaco es generalmente uno de los principales productos de la industialización Como el 85% del consumo mundial de nitrógeno es para frilizantes se podría esperar que la producción de amoniaco debería desarrollase aproximadamente en proporción al crecimiento de la población mundial como lo vimos en la gráca del Capítulo 2 En nción a este primer punto, podemos concluir que un proyecto de producción de amoniaco tiene n mercado que crece con el crecimiento de la población mundial. Lo que nos obliga a mirar al mercado de exportación principalmente antes que el inteo Existen n gran número de plantas viejas cuya capacidad requiere ser reemplada por plantas nuevas debido a razones ambientales y económicas Por ejemplo, en la República Popular China, que posee 21% de la capacidad mundial de amoniaco; obtiene el 65% de su capacidad nominal a parir de 900 plantas además solo 30 plantas son modeas y de escala mundial Adicionalmente la producción de amoniaco en China usa como materia prima carbón. Los mayores imporadores de amoniaco para el año 1996 eron Europa Occidental y los Estados Unidos siendo Rusia, El Gol ábico y Trinidad los principales exporadores El precio de venta del amoniaco en el mercado inteacional es muy vaiante y depende grandemente del costo de la materia prima, el Gas Natural Podemos refrios a Rusia, donde la sobreproducción y el bajo costo debido a la abundancia de reseras de Gas atural sñalan un precio para el amoniaco de US$ 150 FOB / t 3 Lo que origina una exportación hacia Europa oriental y occidental, regiones cercanas. En Trinidad y Tobago el más bajo precio que alcazó el amoniaco e de US$ 140/ t 3 Sin embargo, en Estados Unidos, debido a la crisis energética, los precios de Gas Natural han ascendido hasta 1 US$/tu lo que ha
I
157
orgnado precios de amoaco entre 365 - 400 US$/t H3. Esto ha orgnado el cerre de algunas planas, orgnando la mporacón. Aconalmente, se tene a Inda y Chna como los prncpales mercados de consumo de monaco, a pesar de que Chna ha decddo ser autosucente contnua sendo mportador neto Cabe agregar que a todos estos mercados se agrega el mercado Latnoamercano de países que tenen una necesdad de rlzantes mporantes, tales como Chle Argentina; cuyo desarrollo y necesdad aondusal hacen de ellos nuestros prncpales posbles clentes Ce señalar que exste un mercado naconal de rlzantes el cual es necesaro cubrr; el cual sera mpulsado a un gran crecmento de tener costos de rtlztes bratos al dejar de mporarlos El preco nal de venta de amonaco se ha sujeado a varos arículos que estman el preco de venta del amonaco anhdro entre 200 a 250 US$t 3 pero cabe señalar que este preco es muy dependente del costo de la matera prma, el Gas Natural Es de nterés para el álss económco del proecto el conocer acerca de las tasas de transpore marítmo, ya que el producto se exporta por medo de cargueros tanque, smlares a los de LG Para poder comprender como se evalúan las tasas de embarque es necesaro conocer ceros conceptos: a.
Worldscale Es la norma en la ndustra de tanqueros para el cálculo de la tasa de embarque, de tal manera que clta la realzacón de negocos de manera rápda fácl y más exble Los ratos "base se dan en US$ por tonelada de cargo y toman en cuenta los precos del buker, tempo de tránsto por el canal y cargos de pueros El ro esta basado en un tanque estándar de 75000 toneladas de capacdad de carga costando US$ 12000 por día de contratar en un vaje completo desde la carga hasta la descarga el retoo al puno de carga a 145 nudos de velocdad (26854 kph) hacendo uso de 55 toneladas por día de combustble Cabe señalar que estas cantdades
158
son nominales, y en la práctica se negocia la tasa para un viaje en paricular como un porcentae de la tasa nominal b.
: Son las siglas de Average Freight Rate Assessment el cual es un tasa de anspore marítimo para buques tanque similar al "WS (Worldscale) pero para buques de mayor capacidad de carga ere 80000 a 120000 toneladas.
c
VLCC Son las siglas de Very Large Crde Oil Carrer que también es una tasa de transpore marítimo para buques tanque pero de mayor capacidad ene 160000 a 319999 toneladas en peso muero De entre los buques que pueden transportar amoniaco tenemos que
los más parecidos seran los que transporan LPG Entre ellos por ejemplo tenemos al buque Fountain Rive de la compañía K-LIE cuya capacidad es de 49999 toneladas una longitud de 230 metros y una capacidad en barriles de 488000 Respecto a las tasas de transporte actuales podemos decir que están con una tendencia a la baja respecto al año pasado esto debido a la recesión mundial Tasas recientes muestran por ejemplo los siguientes índices Indicadores
Tasa al 22 Nov US$/d
VLCC 250' dwt AG Japan
11456
Suezm 130 dw WR USAC
19903
Aam N 80 dw Sea Cont
24457
Clean 30 dwt Caribs USAC
10532
Clean 33 dw Cont USAC
11133
Podemos deducir que a mayor capacidad de anspore del barco menor será la tasa de transpore. De acuerdo a información de Bary Rogliano Salles (Taker Charering tenemos que para transpoe en los denominados "Clean Tak recomendados para el traslado de amoniaco; las tasas en el mes de Noviembre del 2000 son las siguientes
159
Ruta & Capacidad
Tasa%WS
Caribe - USAC 30000 t
220
Continente USAC 33000 t
205
Medio Oriente Japón 75000 t
170
Analizando el entoo del anspore, podemos aar de acercaos a un valor aproximado de cuánto costaría el ansporte de n buque tipo "CLEN ANK de 20000 toneadas de amoniaco, asido como LNG.
Flete
Costo por
Das
Costo
Costo
travesía
por da
tota
Caribe USAC
7
30000
210000
800000
50,5
Caribe Per
7
30000
210000
800000
505
Caribe Chile
15
30000
450000
800000
62,5
Per USAC
15
30000
450000
400000
42,5
Per Chile
5
30000
150000
200000
17,5
Ruta
tonelaa
Es también de nuestro interés, el conocer las importaciones de países vecinos como Chile por ejemplo para proyectar en atender este mercado El mercado Latinoamericano está en crecimiento y sería el más próximo a la ubicación del proyecto por lo ue los costos de ansporte serían bajos, aprovechando en negociar n producto a mayor costo pero competitio fente a otros productores más lejanos Se han conseido datos de las imporaciones chilenas siendo algunos de imporancia para el presente estudio los mostrados a continuación:
160
ITEM PORTADO
MONTO EN MLONES US$AÑO 2000
Urea, incluso en disolución acuosa
576
Amoniaco anhidro
275
Total derivados amoniaco
851
ITEM PORADO
MONTO EN MLONES S$AÑO 1997
Urea
446
Fosfto mono y di amónico para abono
36
Nitrato de amonio para explosivos
32
Total erivados amonaco
074
Para ambos casos suponiendo un costo de 300 US$/tm tendríamos que para el año 2000 se requirieron 274000 toneladas de derivado de amoniaco y para el año 997 358000 toneladas. Podríaos hablar e un mercado chleno de 350000 tonelaas anuales de dervados de amoniaco Considerando que el amoniaco conrma 50% del peso de los dervados tendríamos un mercado de al menos 175000 toneladas de amoniaco en Chile a un precio fvorale Haciendo u análisis el mercado nacional tenemos los siguientes datos respecto a las importaciones:
161
ITEM ™PORTADO
MONTO EN MLONES US$ AÑO 2000 FOB
Urea, incluso en disolución acuosa, uso
35
arícola Nitrato amoo uso minero grado FO
178
Fosto di amónico uso agrícola
79
Total
607
Como podemos ver el mercado chileno resulta más ande que el mercado peruano; lo que demuestra que la agroindustria chilena esta muy por encima de la peruana lo que es ciero. cabe señalar la direncia en que los montos nacionales son FOB y por consiguiente podemos hacer estimaciones un poco más cercanas Por ejemplo, asumiendo 200 US$/t de urea tendríamos 175000 toneladas de urea; asimismo sabemos que 1 tonelada de urea se hace con 06 toneladas de amoniaco por lo que estamos hablando de 110000 toneladas de amoniaco sólo en el ítem de la ea. Adicionalmente cabra esperarse un salto en el consumo nacional de rea y derivados para uso agrícola dado el aminoramieo del costo del ferilizante y un posterior boom de la agroindustria Hasta el momento ya estamos contando un mercado aproximado de 285000 toneladas anuales entre Chile y Perú, para los cálculos estimaremos un mercado entre Chile y Perú de 300000 toneladas anales Cabe resaltar que no estamos analizando al mercado argentino otro potencial consumidor Haciendo una recopilación de los datos de imporaciones y de trsporte podemos estimar los precios de venta en los direntes puntos del mercado americano
162
Origen
Destino
Precio
Transporte Precio CI Mercado (a)
FOB Peru
Per
270
o
270
110000
Per
Cile
265
17,5
282,5
175000
Peru
USAWC
228
42,5
270,5
215000
Caribe
Peru
220
50,5
270,5
Caribe
Chile
220
62,5
282,5
Caribe
USAWC
220
50,5
270,5
Procedemos a obtener un promedio del precio de venta del amoniaco ponderado por la maitud del mercado, el cal nos io como resultado 250 US$/t FOB; cabe considerar que no se considera el mercado argentino y además que el mercado chileno y perano se expanderían al poder tener acceso al amoniaco a menor costo. 413 Período del proyecto Con respecto a la estimación del período del proyecto, de acuerdo a la biblioaa, tenemos que: - Para construir y comsnar una planta de amoniaco nueva se requieren cerca de 3 años. Para obtener nanciamiento del proyecto, aspectos legales y autorizaciones aprobadas se requiere de 1 a 2 afos. De acuerdo a la bibliograa consultada, la tasa de depreciación aproximada es de 6% de los costos jos Este dato nos señala un periodo de vida de proyecto aproximado entre 15 a 18 años Dicha depreciación se calcula en el Estado de Ganancias y Pérdidas, la cual nos da un valor de 6,5% Sin embargo actalmente el Estado Perano determina un peíodo de depreciación de 10 años esto sin duda alguna perudica a empresas de esta envergadura
163
4.14 Variables económicas De acuerdo a la bibliograa consultada, para un proceso de producción de amoniaco con Rermación de Vapor de aproximadamente 1600 D para el año 998 se tienen los sigientes datos: - Precio de la materia prima $/tu
28
Consumo de energía por tonelada t/t
27
- Costos de energía y materia prima $/t N 3
756
- Otros costos, $t N3
28.5
- Costos totales, $/t 3
046
- Costos relacionados al capital, $/t N 3
684
- Costos totales, $/t 3
172.5
- apital total, MS$
250
También podemos extraer de Stanton, que para los costos de capital de trabajo se puede considerar como tres meses del costo total Para los costos anuales de mantenimiento se asume generalmente % de la inversión de capital fo para el caso de plantas con rermación con vapor, valor que incluye mano de obra y mantenimiento El costo de insumos como catalizadores, molecular seves, materiales inertes, solventes y sistemas de lubricación se aproxima a US$/t N 3.
Los días de operación de la planta que contribuyen a la producción son 0; asumidos como una práctica general estándar Sin embargo debido a los problemas operacionales no son convenientes paradas temporales debido a que en cada arranque se usa mayor cantidad de gas natural durante 0 horas aproximadamente Es por ello que se planican paradas sólo cada 2 ó años En el análisis del proyecto se· está considerando sólo 0 días de ventas cuando en la realidad pueden ser mucho más Adicionalmente la capacidad de la planta está dimensionada para posiblemente dar hasta 5% más de producción cuando menos, a la par que ha medida que avanza la tecnología se hacen mejoras, tal es así que en plantas de amoniaco que
164
eron construidas co capacidades iniciales actualmete producen un 20% hasta 40% más de su producción de diseño. La tasa de depreciació se ja generalmente en 6% a la inversión fa y de repuestos 4 5 Deuda De acuerdo a los últimos boletines de los bacos americanos, la tasa de interés para préstamos para industrias esta cercana al 7 % Sin embargo, de acuerdo a normacioes, en el Per podemos considerar 8% anual Asimismo se esta asumiendo un 60% de la inversión en capital o como deuda 4. 6 Materia prima Actualmente, es obvio que no existe otra opció meor que la del gas natural como materia prima; dado que las otras opcioes de materia prima no puede competir con la Rermación de Gas Natural En nuestro país la opción del consumo del gas natural se ustica e la explotación del Gas de Camisea y su trasporte y disibución a la costa De acuerdo al contrato segn Ley 27133, las empresas geeradoras de energía tendrán un precio de Gas Natural especial de aproximadamente 1,8 US$/tu lo que no se considera para empresas de la indusa Es por ello que, siendo este tipo de empresa un consumidor importante de Gas Natural ( 10% del uo mnimo del Gasoducto), se ha considerado un precio similar 42 Análisis económico Dado que el proyecto tiene un peíodo de eecución de 3 años, e los cuales se desembolsa la inversión y no se tienen ventas, es que se va a trabaar cosiderndo al año 3 como el año cero Por cosiguiente, para dicho año 3 la iversión en capital fo será mayor debido al costo del
165
dnero, al igual que la deuda, la cual será actada por los intereses y las amortzaciones no pagadas. Se ha escogido un plao de pago de la deuda de 6 años a parir de la puesta en marcha del proyecto En esta sección se procede a calcular los nuevos valores para el estudo económico del proyecto Considerando una tasa de inación de 1% El costo de inversión en capital jo es de 240,8 S$ del año O en el o 3 equivaldrán a: 248 S$ Mientras que la deuda, que orginalmente e de 1445 S$ del año O se transrma en 1879 S$ del año 3; dado que al año 4 se procede a empezar con los pagos de la deuda Se ha elaborado un libro en EXCEL que nos permite obtener el análisis económico del proyecto y el estudio de los estado ancieros A continuación se detalla dicho análisis y se hace una breve reseña de las pares más puntuales 42
Estimación de costos de manufctua Tenemos que se pueden estimar los costos de manufctua en nción de los costos de la inversión del capital jo, los costos de mano de obra en operación los costos de los sericios del tratamiento de euentes y de las materias primas. Para cada item indicado en el cuadro, se ha determinado un fctor; de tal manera que a partir de este se pueden deducir los datos a inesar en el Cuadro de ineso de datos
42.2 Cuadro de ineso de datos En este cuadro se especican las condiciones económicas y nancieras que aontará el proyecto Se dene el período de vida del proyecto, el monto del capital jo, la inversión en capital de trabao los costos de materia prima y demás gastos se dene el balance de materia general las ventas durante la vida del proyecto, la deuda del nanciamiento y las condiciones adicionales necesarias para evaluar el proyecto Muchos de los valores se han denido anteriormee, otos se toman como generales
166
4.2.3
Cuadro de servicio de la deuda: A pir de este cuadro se calculan los pagos qe se harán analmente por el concepto del fnanciamiento del poyecto
4.24
Proama de poducción y requerimientos Se detallan la materia prima a consumir durante cada año en nción a la producción necesara para las veas anuales y para maener el invenario de produo. Como se puede ver, el uso de gas natral es de 478 SCF/día; que constitye un monto casi del 10% del mnimo a transporar por el gasoducto
425
Cuadro del valor de vents En este se defnen el valor monetario de ingreso por las vents del producto
426
Cadro de costos de producción Se refere a los costos de haber producido e producto vendido más el de inventario
4.27
Cudro de gastos de producción Se refere esictamente a los costos de haber producido la cantidad vendida de prodcto
4.2.8
Cadro del capital de trabajo La cantidad de dinero necesara para las operaciones de la empresa el valor anual resutante esta deno d los parámeos obtenidos en bibliograas para el normal desenvolvimiento de la operciones
429
Estado de Ganancias y Pérdidas Económico: En este se deterina la Utilidad Neta en el ejercicio de cada año Como se puede observar no existe pérdida en nngno de los años.
4210 Estdo de Ganancias y Pérdidas Financiero Se determina la Utilidad eta en el ejercicio de cada año pero inclyendo los gastos del Servcio de la Deuda Muestra que no hay pérdidas en los años del proyecto 42.11 Flujo de Caja Proyectado Económico Determina la liquidez y el ujo de dinero del proyecto. Cabe destacar que en el año 1O se muestra n apore correspondiente al 1O % de la inversión del capital fo debido a que es muy posible sea necesario un "Revamping de las plntas refréndonos a la renovación de las mismas 42.12 Flujo de Caja Proyectdo Financiero: Determina el ujo de dinero la liquidez del proyecto tenendo en cuenta los gastos fnancieros.
167
4.213 Balance General Proyectdo Económico: Determina el equilibrio entre los inresos y egresos del proyecto, como vemos los Activos y Pasivos son iguales a lo largo del período de vida del proyecto. 4214 Bance General Proyectado Financiero Determina el equilibrio entre los inresos y egresos del proyecto, pero incluyendo los gastos nancieros debidos al Servicio de la Deuda Nuevamente los Activos y Pasivos están equilibrados 4215 Cuadro de Indice de Rentabilidad Nos muestran la rentabilidad de la empresa; como podemos ver, en los primeros 1O años el 26% de los inresos constityen la rena neta, mientras que cumplida la depreciación éste se incementa a 40% también l renabilidad sobre los activos es alt vemos también que la rentabilidad sobre el primonio es ata y que más aún mejora con ayuda del nanciamiento 426 Cuadro de Índice de Actividad Podemos concluir que la rotación de capital o es baja en los primeros años debido a la magntud de los activos os pero posteriormente se velve alt debido a la depreciación En cuanto la rotación de los inventarios no podemos concluir nada signicativo debido a que se considera una capacidad de almacenamiento determinada. 4217 Cuadro de Apalancamiento Podemos ver que los ndices de endeudamiento son bajos, debido a que también la deuda se proyecta a un periodo coro de lo que es la vida del proyecto Asimismo la eciencia del proyecto ente a los pagos de intereses es alta y sólo tiene sentido analizarla hasa el año 6 que constituye el n del endeudamiento 4218 Cadro de Indices de Liquidez Respecto a la solvencia de la empresa podemos decir que la relación activo/pasivo es alta y demuestra la solidez del proyecto 4219 Criterio de Evaluación de Inversiones Este es uno de los cuadros más imporntes debido a que determina la fctibilidad del proyecto Como podemos ver el proyecto es RENTABLE desde los pntos de vista planteados para el evaluación económica y nanciera Además podemos
168
ver que el perodo de recupeo económico es relativamente corto comparado con el tiepo de vida real del proyecto. 42.20 Análisis de Riesgo: Este cuadro nos da una idea de la incertidumbre en la cual el proyecto puede ser rentable o no Coo podemos ver los resultados, el Proyecto es Rentable, pero cabe señalar que las condiciones popuestas varían el Proyecto podría cilente volverse iesgoso pero todavía renble 4.221 Análisis de Sensibilidad: ste cuadro nos uesa los cambios que suiría el VPN del proyecto de acuerdo a difrentes cambios en las variables del proyecto. Podeos ver que el proyecto peanece renable pero cabe aclarar que no se esta evaluando el riesgo del proyecto porque en ese caso el iesgo del proyecto se va a incrementar con un descenso del VPN del vlor actal (cuando todas las viables permanecen como el análisis).
ESTIMACION DE COSOS DE MANUFACURA
lnvesion en capital fjo: (FCI) (Gss Root)
240806958 US$
ACOR
1 Costos d manufactura dictos A B c
D E
F G
Materia prima (Crm) Tratamiento de agua desecho (Cwt) Uilitarios Cut) Mano de obra (Col) Supervision Manteniieto y reparaciones Suministros en operación Gastos de laboratorio
H Total costos dictos
35149292 o
963259 394 79045 7224209 7242 4 394 456228
US$/año US$/año US$/año US$/año US$/año US$/año US$/año US$/ año US$/año
0.-0.5 0020 002 00
0,8*Col 003FCI 0F O Col
Costos variabls
249878 US$/año 547500 M/año
0.0228 MUS$/TM prod 2 Costos d manuactura fios A B
Depreciacion Impuestos y seguros locales Costos de planta ovehead
c Total cotos fios d manufactura
4080696 337297 38797 7242495
US$/año US$/año US$/año US$/año
6359 0529 2538075 47653
US$/año US$/año USaño US$/año
00400� 004FCI 05-0.7 05(Col+E+F)
Costos fios
1
3.22%
1
1 1
116MMUS$/año 1.02MMUS$/año
1
3 Gastos gnls d anufau A
B e
Costos de administracion Costos de venta y distribucion lnestiacion y desarrollo
otal gastos gnals d anuactu
Gastos admin 05 00202 Gastos d vntas 005
EALUCIN ECNOM
OYECTO DE SIS PLA A 16 PD
CUADRO DE INGRESO DE DATOS
BSS a 24 8 $ de ao 0.5 $ de ao % del p o sn treno
PT FJ ap l jo excluido rreno Valor del rrno Vao de Rte ( 10) NN EN D aa mínma a a pma uc termnado uens uens ba ag adendo
10 o 3 3 3
5
dfasde dasde dasde dasde dasde dasde
de produn us
vens compras vens 10 % de os
S Y STS to de maa prma vaa de o acón de pruccn Gast admn Gasos vens
02 0.0 3 116 02
0 2 pductu matea pma G 2
Ventas(/o o $ de 0 ) F asa de n s lazo nua, vencd y n
0
025 0 I 0.25 I 0 I 025 0 0 025I 0 025 I 025 I 0 0 I 025 I 0 025 0 I 0 0.
15 % de dad ne 1 % de dad ne % anua
S SS ip de ts e uno (RURN)
FAT DlBE Q Y MC. U
I 3 I 4 I 5 I 6 I 7 I 8 I 9 I 0 I I 1 I 3 I 4 I 15 I 16 I I 18 I 19 I
% de a nverson del p o 8 %/ao a sn odo de gaca G sc pa gos: G
Ra ega dad etenda nacón
S S ma r reso
$ de 0/ $ de 0 % de a nve en cap o $de /año $de /ao
R
9%
PROYECTO DE ESIS PNA AMONACO 150 TPD
EVALUACION ECONOMA
CUADRO DE SERVICO DE LA DEUDA (MMUS$ DEL AÑO ) CONCEPTO
o
1
2
3
4
5
6
187.901
162288
134625
104749
72483
37635
0.000
25614
27663
29.876
32266
34.847
37.635
MONEDA CORRIENTE
Deuda Amoizacón Interés Pago
15.032
12983
10770
8380
5799
3.011
40.646
40646
40.646
40646
40.646
40646
25360
27118
28997
3.007
33156
35.454
14883
12727
10453
8.053
5517
2.836
0.254
0545
0.879
1.259
1691
2181
025
0.799
1677
2.936
4628
6809
MONEDA CONSTANTE DE AÑO
Amoacón neés GANANCIA POR NFLACION GANANCIA POR NFLAC/ON ACUMADA
FCULT DE INGEER UM Y UTURE. U
JOSE QUEDO - AGEL USPE
RMA DE PUC Y RQUERIMENTOS
AÑ V {MM/) Ven TM) laO ao MTM Va de v. (MTM) r Ao Pucó MM/o) P + v ) Mata Pma MMMAo) Mat Pim MMB In MP MMMBuAo) Va d nv MP MMMBt) mp o MP MMMo) M Pim MMMSCF/A M Pm MMSC
2
1
3
5
6
495 3562
4 1.
4
7
9
8
11
10
12
13
1
14
1
17
18
1
20
495 356 407 oo 495.0 495.0
45 495 495 495 495 4 495 45 4 495 95 4 3 13. . 356. 356. 1356. 3. 3. 13 13. 356 1 40 .7 40 .7 40 .7 407 407 407 40.7 40 .7 40.7 407 407 40 .7 40 .7 40.7 407 40.7 407 .7 oo oo o.o oo o.o oo o.o o.o oo oo o.o oo o.o 40 .7 o.o o.o o.o oo 535.7 495.0 4950 495.0 4950 495.0 495.0 495.0 495.0 495.0 495.0 4950 4950 4950 495.0 4950 4950 4950 495.0 4950 495.0 557 495.0 495.0 495.0 4950 4950 495.0 4.0 4950 495.0 4950 495.0 4950 495.0 495.0 14 4 .4 4 4 1.4 1.4 .5 1.4 4 4 4 .4 .4 1.4 1.4 4 4 1.4 1.4 71954 94 594 89.4 19.4 58894 94 8.4 94 .4 5884 .4 58894 894 94 5889. 894 59.4 894 5889.4 4706 4356 43536 453.6 435.6 453.6 453.6 4353.6 435.6 43536 43536 4536 4353.6 4353.6 435.6 4353 43536 43536 43536 453.6 o.o o.o oo oo oo oo o.o O.O OO OO o.o o.o oo o.o oo oo oo oo oo o.o oo o.o o.o o.o o.o o.o o.o o.o o.o oo oo oo oo oo oo oo oo o.o oo oo 7195.4 89.4 89.4 94 5.4 894 58894 59,4 94 894 5889.4 9.4 94 894 58894 594 58894 894 94 5889.4 8,9 74 74 17.4 7,4 7.4 7,4 7.4 74 174 7,4 7.4 7.4 7.4 74 74 74 7.4 74 74 5,7 478 478 478 47,8 478 478 478 47,8 478 478 478 478 478 478 478 47.8 47,8 478 47.8
4 13
495 13 407 o.o 4950 4950
4 3.
495 13.
CUADRO DE VALOR DE VENTAS A
Vas TM) Po MUS$/TM MUS$ MMUS$/A�o
1 56.6 025 0 5
2 566 025 04 5
3 566 025 .0 5
4
6
7
56.6 025 0 25
6 025 0 5
566 025 0 .5
566 025 0 5
8 566 05 0 5
9
10
11
12
566 05 0 25
566 05 0 25
566 025 0 25
566 025 0 25
566 05 0 25
6
1
566 0.25 0 5
566 05 ,0 5
566 025 0 5
17 566 05 0 25
18 .6 025 0 25
9 566 5 ,0 25
566 025 5
CUADRO DE COSTOS DE PRODUCCION Año
Mara Prima MMMño MUSMB MUSDC MMMSCF/A MMUS$o
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
2
13
147 002 003
136 002 003
002 003
136 002 003
002 003
136 002 003
136 0.02 003
1 002 003
1 002 0.
136 002 003
136 0.02 003
136 002 003
002 003
MMUSño
2
11.
11
1
11
11
1
1
129
11
11
001 80
002 80
002 801
002 801
002 801
002 80
002 80
0.02 801
002 801
002 801
002 801
5 19 1097
51 1 10320
508 139 103
508 39 0320
51. 1 03
5108 39 103
508 139 103
5 139 0320
5108 39 103
5108 39 03
5108 139 10320
Costo de Producón MMUSño MUS$DO USM
15
16
17
18
9
20
1714 1894 94 1894 19.4 1594 594 158894 1584 158894 158894 194 14 1894 894 158894 194 94 194 194 0.2 02 02 02 02 02 02 0002 02 02 02 02 02 02 0.002 0002 02 02 02 02 8707 8707 8707 8707 8707 8707 8707 87.07 8707 8707 8707 8707 8707 8707 94 8707 8707 8707 8707 8707 1888 74 174 1744 744 7 1744 174 7 17 1744 1744 174 1744 17 17 174 1744 17 174 3178 378 378 3178 378 378 3178 378 3178 378 3178 378 31.78 3178 3178 378 378 3178 3178 3 .
Coss Varables MTMDO (pr.ter) MUSM MMUS$DC
Costos Fijos ij (MUS$M) Toal fi MMUS$o)
14
1
1.3
136 002 0.0 0. 03
136 002 003
002 003
0.02 003
1 002 0
002 003
136 002 003
1
1129
1129
1
129
11
129
11
002 80
002 801
002 801
002 801
002 801
002 8.01
002 801
002 801
002 801
5108 39 103
51.08 139 10320
5108 139 10320
51 1 10320
5108 139 10320
51 139 103.20
5 139 120
13
5 51. 139 139 10320 120
13
CUADRO DE GASTOS DE PRODUCCION Año
4
6
7
8
9
9.4 .4 9.4 4 4 . . . . .4 44 44 44 . . .
94 . . .4
94 4
59A .4 .
94 .
2
3
6
10
2
3
9� .
94 . . 4 .
14
1
8
19
2
Mateia Prim MMMBo
MUS$MB MUS$ MMMSCF/Ao MMUS$/o
594 94 4 .44
584 59.4 . . 44
94 94 4 54 94 . . . 44 . 4 . .
GaosVriabl MU$M MMU$
6 .
6 .
. .
.
6
.6 .
.6
.6 .
.6 . .
. . .
6
. . .
.
. .
.
. .
.6 .
6
MMU$/o
9
.9
9
9
9
9
.9
.9
.9
.9
9
9
9
9
9
9
9
9
9
9
. . .95
. 95 .
.
. .95 .
.
95
95
95
.95
95 .
95
95 .
.5 .
.
. 95 .
95 .
.
95
MTM (pr.te)
1.36
1.36
Gastos Fijos íjos (MUS$TM) i MUS$ Tl f (MMUS$)
7.40
Gaos de Pruccó MMUS$o MUS MSTM
.4 9 9
5 5. 5. 5 5 5. 9 9 9 9 9 9 . .
5 5 5 5 5. 5. 5 5 5 5. 5 5 5 9 9 9. 9 9 9. 96 9. 9 . . .
CUADRO DE CAPIAL DE TRABAJO
o TO IRULNTE aa ni (MU/o) nvao d P. dlas ntas DC Veas S pr
1
2
3
4
6
7
8
9
0
11
12
13
14
1
1
1
18
19
20
49
.
4
4
.
4
4
4
.
.
.
56 56 6 56 . . 4 68 4 468 68 68 . 9 . .
S$Añ
45
4
4
4
4
4
4
4
4
4
4
4
4
4
4
4
4
4
4
utas coba días entas S$DC
3
9
3
9
S$Añ
.
agos adanado 6 as 10% coto jo S O RUNTE untas ga 30 das comas SC SAñ
94 8
.
.
.
.
8 6
8 .6
8 6
8 6
8 6
8 6
8 .6
8 6
8 .6
8 6
8. 6
8 6
8 .6
8 6
8 .6
8 6
8 6
8 6
8 6
E RBJO S$Añ
.69 69 69 69 69 69 69 9 .69 69
NREENO S$A
68
.
.
PROYTO DE ESIS UTA AMONO 15 D
EVALUION ECONMC
ESTADO DE GANANCAS Y PERDIDAS - EVALUACON ECONOMCA ( $ del o ) Rubos
1
2
3
4
6
7
8
9
0
2
3
1
1
7
18
19
20
INGRSS
.7 .7 7 7 7 7 .7 .7 7 75 7 7 7 75 .75 7 75 .7 75 7
EGRSS Pr Var j
779 779 9 779 779 779 779 .779 .9 779 779 779 779 779 779 779 31 31.7 .77 79 .779 .779 779 9 9 9 9 9 .9 9 .9 9 9 9 9 9 9 .9 9 9 7.4 0 8 8 8. 8 8. 8 8 8 8. 8. 8 8 8. 8 8 8. 8 8 8
POO UTILIDA BRTA dmin
.76 55
585 5.85
7.7 7665
72.65 72.6 5
.
.
59 56
UILDAD DE RACÓN rcacón
7 7.86 7.86 8 .8 8
RENA NETA
46.5 6.57 73
4.0
46.0
585 585 585 585 55
5.5
585 5.85 55
7
75
75
75 7.665 75
72.65 72.6 5
75
7.5 75 7.5 75 75 7665 75 75
7665
59
5
59
.59
59
59
.59
.59 56
59
59 25
59
59 56
59 56
59
6.5 .
786 786 786
4.0
65 6.5
97 8 .8 8
4.0
786 786
786 786 786 786 786
8 8 5 5 .5 .5 5 5 5 5 5 5
957 957 957 957
8 8 8 8 8 8 8 8 7 7 . 957 957 85 8 8. 8 8 8. 8 8 8 87 87 . . . . .
F Q Y -
59
55 585 585
786 786 786 7.86 786 786 786 786
UILIDA NETA
.9 . 8.85
59
585
7.86 7.86 786 786 786 786 786 786 786 8 8 8 .8 8 8 8
IMUEST RNTA (3%)
Lgl dad etnd ivdd Pérdd
585 585 5.85
957 957 957 957 957 957
7 7 7 7 7 .7 7 7 4.957 7 4.9 957 4.957 4.95 4.95 4.9 57 4.957 7 57 .957 7 4.95 7 87 87 .87 87 .87 87 87 87 . .
JO QV QP
POECO DE TE PA AONCO 1 PD
EVUACION ECOOICA
S G Y RS-L RS-L F ( MM$ del ño ) us
3
2
4
5
6
7
8
9
10
1
12
13
14
15
16
17
8
19
20
123.7 1237 123.7 1237 23.7 23750 237 1237 123.750 1237 1237 123750 237 123750 1237 1237 237 1237 123.70 123750
a Prm iab C ij
31.779 31.77 31779 119 1.294 1.29 0 .40 6.02 8012 7.4
DE POCCIO B Amni
0476
5.5 5085 5065 51.05 51.05
73274 72. 0. 1
3779 31779 31779 31779 3779 3177 31779 31779 3779 31779 31.779 3779 31779 31.779 31779 31.779 31779 129 2 1124 1.2 1194 1129 11.294 194 129 1.29 1294 1294 1.294 1194 129 11.29 11294 8.012 8012 8.02 8012 802 8.012 8.012 6012 8.02 8012 8.012 8.012 8.012 8012 8012 8012 8012
72.6 72.
093
0.3 .2
51.05 55
515 5105
51.5
510 5105 515
726
72.6 5 72.6
72
72.6 5
72.66 7266
72665 72.6 72.6 72665
093 1
05 1.2
0593 12
0593 12
093 12
0593 1.2
70816 7081 0 0.0 24610 0.
70816 0. 0.
70616 70816 0 0. 0 0
72. 725 76 72 725 05 1.2
093 126
0.3 .2
053 1.2
0.53 12
0 12
E Ó . ancr pció
71.3 70616 70816 70.816 7086 70816 70816 70816 70.816 14.3 2727 10.3 63 5.57 28 00 0 0 24.810 24.80 2480 24.610 24.810 2480 24.810 24.80 24810
319
33.278
ME (%) (%)
957
9.98 3
E
2213 232 24.8
267 28342 30218 32.2 3220 322 32.24
03 228 1932 0
0398 0425 6172 8.32 199 9.575 0 0.0
Ui tia Divi Péd
0349 239 2066 0.
3552 372 4 431 46. 06
0.373 4.43 20370 0
ACAD E EE EE QCA ACEA ACEA
11. 1246
1291
465 46005 46.5 70816
13.2 1382 13802
043 0483 083 32 3220 3220 26.743 28 28.5 0 0 0
132 21245
083 083 3220 3220 28.5 28 0 0.
7086 70816
70816
21.2 21245 21245
9.571 4957 49571 07 0744 4.9 957 4957 4. 43870 43.870 0 0
49571
5105 51085 51085 5085 51 51.5
03 2
0.53 12
70816 70.816 70816 7086 70816 0. 00 00 0. 0 0 0 0. 0 0
70.816 0 0.
093 .2
70816
053 12
0593 .2
72.66
70816 7086 70816 70816 70816
214 21.245 21245 2125 225 224 49.571 49.571 49571 9571 9571
0744 07 0744 0744 0744 4957 49 47 47 497 57 4.9 4. 97 3.870 43.870 43870 43870 43.870 0 00 0 0 0
0744 4.957
43870 0
9571
074 0.744 4.957 4.95 47 7 3.870 43,870 0 0
JOE QEE E QPE
PROYECTO DE TSIS PLANA AMONACO 1 TPD
EVALUACON ECONOCA
FLUJ DE CAJA PROYECTAD-EVALUACIN ECONOMCA ( S $ de afo ) ubr SS cap FJo Ca rabao .
3
4
5
6
7
8
9
0
12
3
4
15
6
7
8
3 0.
0
0
0
0
00
0.
0
0
0
0
0.
0
0
0
00
0
00 -3.7
300 0.
0.
0.
0
0
0
0
0
0.
0
0
0
00
0
0
0
0.
0 13.6
o
2
28.
3220 320 3220 3 3220 320 9571 9.57 4957 957 4957 957 957 9.57 9571 457
32 3 32
480 24810 4810 480 480 24810 4810 2480 2480 24810 0
A Dden Sad de caja Caia Rdual
20
0.5
S
19
-28. 40
.8
28 0 0 0 0 85 0. 40 2995 0 41 7
ACUTA DE NGENERA QUIICA ANUACTURERA UNI
32 204
0.
0
0.
0
0
0
0
00
5014 57,014 5704 5704 5704 57014 5704 57014 457 571 571 9571 4957 49571 9571 571 9571 0 00 8.5 8.54 1.92
0 28 28514 43
0. 85 2854 5
0 80 854
0. 8 28514 497
0 28500 2854 2349
0 8. 8514 27.
248 28. 53.374 325.
0 28500 2107 645
0 43870 5701 3515
0 0 0 00 0 0 0 0 3.870 3870 43.870 43870 43870 3.870 3870 43870 570 570 5701 570 5701 570 570 193 35785 35 9. 5 374 65 386.35 305 414
OSE QUEEDO ANGE QUSPE
PROYCTO D SIS PNA AMOACO 1 D
VALACON COOMCA
FW E EéU FE ( MMS $ del afo ) 8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
8
EE Cap ijo rop 60.702 Amo Deda 3 27118 287 31.7 331 354 0 Cap rbo ncrenta 13 01 0 0 0 0. 0
0 00
0 0.
0 0. 0
0 0.
0 0
0 0.
0 0.
0. 0.
0 0.
0 0
0 0.
0 0 0 -1317
60702 . 27286 287 31.7 3356 35454 0
0
0
0
0
0.
0.
00
0
0
0
0
0 13
us
o
2481
EE
Apre
Divided Sado de Caa Caí Reida
2
3
4
5
6
7
19
20
-.5
183 23 24. 267 282 30218 324 32204 32204 32204 49571 49571 49571 4571 .571 49.571 4571 4571 4571 49.571
U E
FWEE F FE
1
2481
2481
2481
2481
2481
2481
2481
2481
2481
0.00
0
0.
0
0
0.
000
0.
0
0
702 82 20819 20. 370 199 19575 57014 57014 57.014 57014 4571 571 49571 4.571 4571 49571 49571 4571 49571 20
60702 0. 0 0
0 0 0 0 0 0 0 19632 20.616 20.370 19 19575 8632 11 00 0 0 0 863 982 99 9 9. 9.
ACAD D NGNA QMCA Y MANACA
0 26743 271 4017
0
0 24860 0
0
0
0
0
0
0.00
0.
0
0
2.5 285 285 5 43870 43870 43870 43.870 43870 43870 43870 43870 43870
28.514 28514 53.374 21.07 570 570 5.701 5701 5.701 5.701 5701 5701 19369 69 9720 1. 17165 17735 . 75 1445 15 5.85 21155 21725 236.62
JOS QDO A QIS
PROCTO D TSIS PAA AMOACO TPD
VAACON COOMCA
BE GEEL YE - ELU E ($ d ño ) Rubs
o
1
2
3
4
6
7
0.
45.97
7. 0 07 00 7
0 0 07 77 00 7
0 0 07 00 575
5 0 . 07 55 00 7
7. 0 07 7 00
.7 0 07 7 00
8
9
0
70 0 07 50 00
775 0 07 0 00
12
3
8
9
2
387.7
5 0.0 07 00 00 0
0 0 0 00 0
ACTS
Caja an lnvM. Pma n P Tmia Cens Cbr A e Pgs pr aeand TOA AC
0 . 0.7 7 00 0
7 0 07 00 3.6
7 0. 0 0 07 07 07 0500 00 00 00 00 00 .77 7 7
37.846 3546
0 07 0 00 7
70 7 . 0 0 0 07 07 07 0.50 0 0 00 00 00 55 0
0 . 07 0 00 0
PASIO
CORO PO Cuens Paga Dvd
0 Ó
7 5 0 . 0
PATRMOO Ca Sa . R eg Acumuaa 0 07 Rtn. Aumuaa 0 0 PésAcumu 0 0 Suma mn 55 0 OTA PIO
4 70 0 0 57
0. 7
0 00 7070
. 7 0 7.57
0
0 . 70 70 70 70 70
70 70 70
0 70 70
70 5 00 777
.5 0 00 0
7 0
7 5 757 0 50
7 7 0 05
7 7 5.0 700 0 0 5 5
7 77 75 0 7
7 7 5.07 0 7
7 55 570 00 07
7 0.0 0 350.4
7 075 7 0 5
7 7 0 75
0 7 .7 55 7 6 0 5 77 7 7 7 55
FAD D RQMCA MFACRR
JOS QDO A QS
PROYECTO DE TESS PLANA ANICO TPD
EVALUACOECONOMCA
BANCE GENRAL PROYECTADO· EVAUCION FNANCERA (MMS$ del Afo ) Rb TVS Caja-Bnco nPima lvPr Teado Ct p Co Pos r deantdo AosNo TOAL ACVOS S CORO PO Cue pPg Dvdd ió de deuda GO PO d TR Cl S Re l Acuda d R umd PédiAcumuada EfodIólada TOTAL PSIVO
o
0.128 0 449 1017 0.011 24. 2237 0
6
11219 0 4199 1017 0011 198983
113 0. 4.199 10.71 .011 174.73
13 0.0 41 10.71 0.01 1492
1.3 0 4. 10.171 0.011 24552
11.3 0. 4199 0.17 001 741
7
9
41574 70. 91 151975 73.046 0 0. 0. 0. 0 499 4199 4. 41 4.1 10.171 0171 1071 10.17 0.171 0011 0011 0.011 0011 001 74931 121 25310 0. 05
13
78.747 0. 4199 1017 0.011 0
4447 0 4.1 10171 001 0
48 0.0 41 10.171 001 05
195.49 201549 207.2 212.951 0. 0 0. 0.0 4.199 4199 4.199 4199 10.171 10.71 10171 1071 0011 0.01 0.011 0.0 0 0.5 0 0
2865 23662 00 0. 4.99 0. 107 0 0011 0 0 0.0
2. 248253 224.3 .8 175046 12 125425 130 134.9 293 66.8 187.927 193.628 .328 205029 210.730 216430 222131 72 233532 236621
2827 262 2612 2.612 19.2 20616 20.370 19 25.614 27. 29876 32.2 3447
37.6 3 5
2612 2.612 2.62 262 9.575 26743 28.5 28 00 0. 0.
2.62 262 262 22 2612 2612 2.612 2612 2612 2612 2.612 280 28 43.870 43.870 43870 43870 43870 43870 43.870 43870 4870 0 0 0 0. 0. 0. 0. 0.0 0. 0. 0
1628 34625 104749 7243 375
0.
0
0
702 3782 35. 00 .32
4.265 9108 00 128935
5. 445 0. 36
5752 49.022 0 14037
6.809
609
68
0
0.
0.
.702 702 702 .702 60702 .702 .702 .702 6.702 .4 1879 232 2.815 3.2 03 0.2 2218 4. 5 4 8 81 4. 23205 26227 29447 328 00 0. 0. 0 00 0. 0. 0. .702 253 92 7049 77.019 576 89.261 929 8 0.254
0.799
1.677
2.9
4.628
69
68
6
85.
0
0
00
0
0
0
85. 85. 85
85
8 5. 3
853 8.726 6851 0 139
5 9470 738 0. 8
6.
6.809
6809
68
0.
0
7982 6.495 7239 53.980 .7 894 0. 00 0.0 46037 151.73 157439 68
6.9
0. 43.870 00
0.
0.
85
85
0213 78765 0.0 74541
10957 3722 0. 102
85. 7 8679 0 185942
69
68
6
248.6 248253 2243 199 1756 12 125425 . 1349 1293 18 187927 93628 328 2029 210.7 216430 22231 22732 233532 236621
FCTD INER QU Y MUCUA UN
JOS QUVEO AGEL QSP
CUADRO DE INDICE D RENTABLIDAD MMS$ O 1 Ing 2 U. Nt Enómi 3 U. Net Fnnca 4 R Nt Enóm 5 • E. Eóm 6 aimono E. Enóm 7 moo· E. nc
o
123.7 3.1 22.183 4573 24.4 284.1 24604 523 60.702 2
123.7 3204 23.295 46 287.16 25. 5932
123.7 3204 24.6 46.5 287 2597 70.449
123.7 32.204 26567 460 29575 .4 77019
6
7
8
9
1
1237 123750 1237 23.750 32.204 32204 32.204 32204 28342 218 32.204 32.204 4 6. 0 46. 46.05 46 298279 301982 5 389 2671 270.870 274573 278277 5786 89.261 9. .6
1237 1237 123.750 32204 32.204 49571 32204 32204 49571 4 6.0 4 6.05 70816 313. 341.656 2727 2819 310.544 316.245 1372 128935 134.636
12
123.750 49.571 49571 70816 3.427 321945 140.337
123750 49.571 4957 70816 374.128 327.6 1467
4
1
16
7
18
1
20
1237 49571 49571 70816 402.631 356.149 1741
1237 .571 49.571 70.816 408332 1850 180.241
123750 49.571 49571 70816 41.421
40.057 40.057 40057 40057 40057
40.057 40057
123.7 1237 49.571 49.571 49.57 49571 70.816 70816 379.829 5529 333.347 339047 151738 157.439
123.7 49.571 49.57 70.816 3.931 34.748 3.44 163139 1.84
123.750 4957 49.571 70816 39130
3 7.
15942
ge sob l Vs%) E. Ecnóm (2)(1) E. nce )(1)
26.4 26023 1795 18.824
26.023 26023 20.110 21.
26023 .2
26.023 26023 24.419 26023
26023 26023
26.023 26.023
26.023 2603
7 40057 40057 40.7 40.057 40.057
40057 40057
4 0.057
40.057
40.057 40.057
40057
Re br A (%) (2)(4)
16.7
6.00
15,816 15617
15.424 15234 15.
14.870
144
3465
19523 19.221
1864
18.
1801
17.841
1758
17.343 17212
R Cpitl Cot%) (2)(4) E. Eóm (2)/(6) E Financira (3\/
1299
12.577 12397 1223 2.4 331 35.326 34493 33.037
1.573 11.421 33314 320
1070 24.977
15675 818
14.61 14379 31.486 306
14145 29.
13919 28.401
139 137 273 26.659
7
35.0
11.9 33.8
11729 34.1
18928
157 15129 4.871 35.323 33.94 32
CUADRO DE INDICE DE ACTIVIAD U e
1
2
3
123.7 1237 1237 1 Vent 2 Vn dria 09 03 0.9 3 Cpitl Fjo N 4 23793 98.93 174.173 4 Av To!. - E. Eóm 4 2031 287.1 2872 5 Ac o Ev. F 2604 248.253 22453 199.8 6 nvtio 4.149 4199 4199 7 C d lo do 476 51085 51085 8 unts r a 1071 10171 0171
4
5
6
123.7 123.7 1237 0339 09 0339 14936 124552 .74 294.575 2279 12 1756 150.2 125425 4199 4.199 4.199 515 51.05 515 10171 10171 10.17
7
8
9
10
123750 0339 74.931 3.685 306
123.7 123750 123750 0.339 0339 0.339 121 25310 0 939 313.092 35 1589 138293 4.199 4.99 4 5.5 515 51.085 51.5 1017 10171 10.171 10171
11
12
123.7 0.339 0500 2.727 187.927 4.199 510 10171
123.7 0339 0. 8427 193.628 4.1 515 0.171
Rcó de Ca Fjo (1)(3)
03
02
0.71
0.829
04
241
1.652
24
4
Rón de Avo Ev. Enóm 1)(4) Ev Finc(1)/(5)
0.436 0.498
0431 01
0425 069
0.420 0707
0415 0824
0410 0987
0.405 0945
0.4 0919
0395 0.895
0. 0.742
0.341 0658
03 0639
Rón d Invro (7)/(8)
1267
12167
12167
2.167
12.167
12167
12.167 12.167
12.67
12167
12167
Pz oo d obo 82)
0
30.0
3
13
15
123.7 123.7 1237 0.339 0339 0339 00 . 374.128 379.829 35.52 9 1328 2.09 210730 4.199 4.199 4. 51.085 51.085 5.085 10171 10.171 10171
16
19
20
123.7 13.750 1237 1237 123750 0.339 0.339 0.339 0.9 0339
391.230 216.430 4.99 51.085 10.171
.
3931 2.1 433 222.131 227.832 233.532 4.199 4 4.99 51.5 51.085 51085 10171 10.71 10.171
411421 21 0.
51.085 0171
2475 247.5 2475 247.5 247. 2475 247.5 2475 247. 24. . 0.321 0587
0.316 0.572
0312 0557
07 0.3
0.3 0530
0.301 0.523
12167 12167
12.167 12167
12167
12.167
12167
12.167
0000
3
. 3
3.
0331 061
0.326 0.4
CUADRO DE INDCE DE APALANCAMENTO
o
1
2
3
4
1
6
7
8
9
0
11
12
13
4
16
16
1
8
19
2
79
5 7 999 7 7 9
7 5 5.5 7 77 7
97 995 . 9 7 5 7
9575 75 97 7 5 7
979 5 9 7 557 7
9 55 7 7
5,5 79 7. 7
99 59 79 7 7
9 9 79 7 7
5 5 79 7 7
77 77 59 7 7
7 9 5 7 7
7 99 59 7 7
799 59 59 7 7
559 7 59 7 7
9 59 7 7
99 59 7 7
7 59 7 7
5 59 7 7
7 579 7 7
755
5 75
7
7 75
5
9
97
9.94
7.
9 7
.
75
7
599
59
7 99
5 9
MMUS del Ano o
Ao Total - Ev. Enómi Ai o Ev Fie Ps(si to) Ev Emica so(s tmoio Ev Ficer 5 Utdad nt d I mpuo Gas Finar 7 us agr Cmpra da omio d d deudmio(% E Eóm ( Ev Fici ra ()( V G l ()/5
59
7
9
5
55
55
55
55
75
75
75
75
75
75
75
75
75
7
PlZ d a a o D í
55
7
12
13
14
15
16
17
18
19
20
CUADRO DE INDICES DE LIQUDEZ MUS$ del Año O 1 Aivo Crculante 2 Pasvo Crcane 3 Acvo Crclane - Invenaro
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
15.83 1578 1578 578 15.78 1578 1578 15.78 1578 1578 1578 1578 15.78 1578 1578 1578 15.78 1578 1578 1578 283 261 261 261 261 2.61 261 261 261 2.61 261 261 261 261 2.61 261 261 261 261 261 1168 1158 1158 1158 1158 1158 1158 1158 1158 1158 1158 1158 1158 11.58 1158 1158 11.58 1158 1158 1158
ndces d e lqdez ( 1)/2
560
604
604
604
6.04
604
604
604
604
6.04
604
604
604
604
6.04
604
604
6.04
6.04
604
Razón de ala dspnbdad 3)2
4.13
4.43
4.43
4.43
4.43
4.43
4.43
443
4.43
443
4.43
4.43
4.43
4.43
443
4.43
4.43
443
4.43
443
ROYECTO DE ESS OICO 15
EUCO ECOOIC
CRITERIOS DE EVALUACIN D E INVERSNES AÑO F.NF MI FN.F FINANI IN NVIN
-2.6 7
1 4440 82 13
TOALI EC OALIEFI 0.702
o
3
2
4
5
6
7
8
9
0
3
4
15
6
7
5.8 50 04 7.04 5.04 4 . 74 504 497 49.57 457 497 . . 49 497 40
8 370 97 57014 04 704 ,1 97 45 497 49.57 7 4957 97 49.5 7 .20 ,2 156 1 356 3 3562 56.2 . 356.2 3 3 156.2 1 32 32 0 . 0. 0.0 0 .286 28 7 3. .0
0. 0
0.0 0 0 0 0 0 0 00
0, 0
0. 0
, 0.
0 0
.
36
5
2.0 2 5.3
5 25.
23
2.9
2 .5
2424 28
VAL PN N
ACUMU ENOMCO 2486 CUU EO
IN VALOR PRESENTE NETO ECONOMICO VAOR PRESENE NEO FINANCERO
TEA D REO EOMICA /A I D REO IA R ECONOMICA CORRENE IR INANCERA CORRIENE RECON BENECIO COSO ECON. RECION BENECO COSTO NAN NDICE DE VAOR PRESENE ECON NDCE DE VAOR PRESNTE NAN PEROO DE RECUPERO ECONOMCO PERODO DE RECPERO NANCERO POSERGAR E PROYECO ECONO POSERGAR E PROYECO NANC RK ECONOMCO RK NANCERO
207. 58
1600 6.0 .8 53 .
AL
B
224 266 2.2% %
RENABE RENABE RENABE RENABE
-3.5
-4 .5
82
9
6 510
55.3 76
81 16 9 0
4 492
44 ,8
1. 183.0
1734 80 9 214
20.0%
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1
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2 002 9.0 09
5685 46.4 46.1 2082 6 6.
3 4 0.02 002 .0 9 0 093 570 57.01 469 37.5 41 37.5 207 2037 514 342 154 3.42
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3.48 3.
20 1957 87 1047 87 047
7 002 9 0 570 2746 2746 570 27.46 2746
8 9 002 002 9 900 085 086 5701 5701 2474 2229 2474 2.29 570 570 2474 229 2474 2229
10 002 9 083 570 20 2008 570 2008 2008
1 002 900 082
12 002 9.0
13 00 9. 079
6 002
277 277
4 002 9 078 4957 1 1
15 002 900 076 4957 0. 10.36
0.75 49.57 933 933
0
17 002 9 073 49.57
18 002 9 072 957
841
7.5
84
758 49.57
573 573
0 49.57 4.17 14.7
49.57
49.57
49.57
49.57
49.57
4957
49.57
573 573
417 147
277 1277
1
1036 036
933 933
841 84
49.57
49.57
7.58
758
9 002 900 0.71 49.57
682 682 4957 682 6.82
20 002 9 070 24
7.8 7.84
24 784 7.84
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ANALSS DE SENSIBIDAD ECONOMICO
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ISON C. O
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PRECO PRODO
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ANAISIS DE SENSBILIDAD FINANCERO EFCENC RE
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19 4 95
22 8
182 4 92 212 24
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6
255
85 433 3 9 25
1
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24
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6 78
.0 . 6 6
7
299 3 45
2
2 252 232 2
22 4 29 2
255 394 235
13
3.5
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30
2 1.0 9
8
3
231 8 1 21 89
4.9 7
180 .5 9
0.7 076 0.8
13 249 85
. 2 3 3 04 2 .9 3
3 123 89 3
2832 2332 2 2 5
5 8.6 39 7.4
59 .5
4 15 892 � 34 282 45 .3
8 998 9 3
1A 1A5
6
.0
328 383 23 m.o
25 2 2358 55
COTO VRABE
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2 24 24
252 2 24388
5 3 2 6. 0
9 55 25
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ñ
259 2855 3
29
19 8435 44 3
0
PROBABIL DAD EL PROYECTO NO SEA RENTABLE : l %
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º·ºº
0
4
PROBABDAD EL PROYECTO NO EA RENTABLE %
º·ºº
GRAFICO DE LA SENSIBILIDAD DE RENTABILIDAD ECONOMICA
450.00 - 400 0 : : 350.00 � 30000
"
"
-
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w
- VENAS
z w
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PRECIO PROD.
2500
PRECO M PRIMA
0000
EFCIENCIA
w
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a o .
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15000
� 000
50.00 06 0.6 5 07 05 08 085 09 95
.05 5 .2 2 3 5 .4 45 5 55
188
CITLO V APLIACIONES DE LOS PRODUCOS Y SUBPROUCOS
5.1 Aplicaciones del amoniaco Hace 4 años cerca del 85% de la producción de amoniaco e uilizada para la _fbricación de rilizanes El amoniaco se conviere en rilizanes sólidos como urea, nirato de amoio sto sulfto o puede sr aplicale direcamene al suelo aícola generalmene en solución acuosa. El uso indusrial del amoniaco es cerca del 15%. Acalmee cada áomo de nirógno en la indusra de compesos químicos proviene dirca o indirecamene dl amoniaco Un imporan uso del nirógeno connido en el amoniaco converido en ácido nrico, es la poducción de plásicos y ras coo poliamidas resinas urea-rmaldehdonólicas resinas asadas en mlaminas poliureanos y poliacrlonirilos Algunos de los ejemplos indusrialmene imporanes el uso del amoniaco son las sigines raccones:
189
Ractivo
Produto . .
Haluros alquílicos o alcoholes
amas o 1mas
Metanol
tmetilamina
Diclorometano
etilenmina
Esteres, ácdos
Amdas acidas
aldehídos o cetonas
rmaldehdo, hexametlentetramna
acetaldehído
amonio acetaldehído
benzaldehído
hdrobenzamda
etileno óxidos de propileno
etanol o propano! amina
oxdacón de olenas (propleno)
acrilonitrlo
(ammonooxidación) (ammonooxidación) o-xleno
alodintrilo
Otra aplicacón del amoaco es la bricación de explosivos, hidracinas, aminas, amidas, nitrlos y otros compuestos orgánicos, los cales sien como elementos intermedios de tintes y rmacéutcos Los prncpales compuestos inorgánicos son ácido nítrico, niato de sodo, canuro de sodio, cloro de amonio, y bicaronato de amonio En el sector ambiental, el amoniaco se usa en procesos para remocón de SO2 de los gases de desecho de plans de energía a ptir de combustbles siles El resultado, sulto de amonio, se vende como rtilzae El amonaco se aplica como solvente en algnos procesos Oa aplicación es la ntación del acero Tambén cabe recorar el uso del amoniaco como refgerante, el cual está volvendo a ser de mportanca ente a las restricciones ambienales para los CFCs En algnos lugares se descompone el amoniaco para obtener niógeno e hidrógeno
52 Aplcaciones de los subproductos de las platas El hdrógeno tene un snnúero de aplcacones como: la hdrogenación de las gasas, hidrogenación en renerías de petróleo para el
190
desulización o hirocracking de moléculas pesadas. Además d su apicación para las celdas de combustible, cuya comercialización gana auge en los países industraliados También se usa en a educción del acero El nitógeno de ota pare, se usa en la fbricación del acero como eemento nere. Las aplicaciones mencionaas pueden ser suminstradas po as plantas en rma separada si se ogra una capacidad maor por ejemplo la planta de hidrógeno puede produci mayor hdrgeno del que se ha estimado. En todo caso se mencionan estos puntos puesto que podría ser fctible que cada panta sea administraa por una compañía dirente teendo mútiples aplicaciones de sus productos descendiendo los costos de producción
19
CAPITULO VI CCLUSIES
Existe la alteativa de que se pueda producir oniaco en el Per, y se da acias a la presencia de resevas de gas naural, el cal, próximamee llegará a la cosa de nuesro país, esperando ser admiistrado de la mejor manera. No permtamos que como comúnmente oce con nuestros recursos narales, simplemente sea expoarlos, sino que aeguémosle valor aegado; el cual es sinómo de generación de empleo, llegada de capiales, mejora de la balaza comercial debido a las exporaciones, generación de empresas secundarias Esa opción de insalar una planta de escala mundial por su nivel de producció originía a su vez, la promoción de la inversión exanera en la zona como la insalación de plantas de metanol, generando un complejo idusral de magitdes únicas en las costas Latinoamericanas De acuerdo a uesos análisis económicos, el negocio de la fbrcación de amoniaco es rentable Pero se vuelve resgoso si es que el Estado Perano no rearma su actitud de promoción de a inversión Esto se daría, por ejemplo si el Estado Peano vorece con menos aranceles a las imporaciones de los equipos que rman parte de la planta de al manera que aude a la reducción de los costos os de inversión Pero lo más imporante, es que se considere a esta indusa, por ser consmidor imporante, un precio especial del gas natural similar al orado para las empresas de generación elécrca o podemos dejar de lado que el valor
192
coespondente a las retencones del Estado por concepto de Impuesto a la Rena, son altas y desfvorecen económicamente a la empresa colocándola en desentaja nte a competdores de otros países como Trinidad & Tobago y Venezuela. Respecto al período de deprecación consderado por el Esado creemos que no propicia la inersión en plantas de esta maud dado que es muy corto; mientras que el peiodo de da de plantas a escala mundial es entre 20 a 30 años En cuanto a la rma en que podría instalarse esa planta existe la posbldad de que en una zona como Psco donde se tene poducción de acero las plantas de drógeno y de nrógeno sean dseñadas consderando un mayor olumen de produccón y que los nersonsas de dchas plantas sean direntes de al manera que el costo de la inersón a se comparte y no la asume un solo nersonista tal como lo hemos planteado En cuanto al costo de la nersón a del proyecto cabe menconar que este puede reducirse con la adquscón de cietos equipos mayores de segundo uso por eemplo los compresores de are y de nrógeno en la plana de este producto preiamente estos equipos tendan que ser refbrcados "Rerished pero el costo de los mismos podría descender hasta en 50% Sin embago sera resgoso aplcar a todos los equpos de la plaa dado que se podra peudicar la eciencia de la msma debido a paradas no plancadas por fllas en equpos de segundo uso. Respecto al proceso podemos esper meoras en la reaccón de rmación del amonaco dado que sempre se hacen aances en el descurmento de nueos calizadores como el de Ruthenio que permten mayor conersión y por consguente poducto para na msma cantdad de energía empleada Adcionalmente si se rma n compleo petoquímco o se instala una empresa de generacón se podía pasar a comprar energa eléctrca o a ser sumnistrados por eemplo en el caso de una planta de LNG poda suminstros del reigerante necesaro para las planas de are y de amoniaco. La planta de hdógeno es ersátl en el sentdo de que puede cambiar su produccón smplemente alterando el uso de las PSA de tal manera que pueda recuperar más
193
hidrógeno del gas de síntesis. Esto no sucede s con la de nitrógeno, la cual en todo caso se tendra que adquirir otros equipos de mayor capacidad Podemos agregar también que la producción d amoniaco en los próximos 15 a 20 ños se basará en la reacción de sntesis clásica de combinación de hidrógeno y nitrógeno usado un catalizador a elevada temperatura y presión en u proceso de recirculación El gas nural permanecerá como la mteria prima más importe para la indusia del amoniaco sobre las dems altetivas como los comustibles siles En cuanto al proceso la tecnología no va a cambiar ndamelmente al menos no en los próximos I O a 20 años ncluso si srge u camio radical se necesitra n tiempo para madurar la aplicación comercial El actul consumo de energa alczado por nuestra planta est ene 28 a 29 GJ/t N3 Sin embargo con mayor iformación acerca del caliador de Ruteo se estima que se puede alcazar un 27 2 GJt N3 ocasionando descenso en los costos de producción La tendencia mndial de producción de amoaco es contiar produciéndolo en plantas de gran escala o "escala mundial Los desarrollos tecnológicos reducirán los costos de iersión jo e incrementrán la conaza operaiva Los proesos en insmentación y conl de compadoras podrían reducir ectivamente el consumo energético sintoizndo a las plantas en condiciones de operación óptimas
194
CPITULO VI BLIOGRÍA
SudChemie Group "Catalyst fr Carbn Mnxide Sh Cnversin ", Lg C Plant 1994. 2 SudChemie Group "Catalyst fr Steam Hydrcarbn Refrming Lurgi CL Plant 1994 3 SudChemie Group "Catalyst fr Carbn Mnxide Sh Cnversion ", Lurgi CL Plant 1994 4 Lurgi 0, H2 Plant in Trinidad fr MG Industries, Lurgi 0 Gas Chemie Gmbh 1994 5
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mmonia Plants Saty Symposium IC Aug 29 972 9 Wilso/GrotRichez "New Synlp Lowers Ammnia Prduction Costs The British Sulphur Copoatio Apil '86 1 Ullman Encyclopedia of industrial Chemistry 6t Edición WileyVCH 2
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7 PNTA D� iROGEO.
1192 0 Syn5psGasia aPSA 14224 6 406 m / h r SX 0 2 • 2 5. C SE Z 1 56 121 485.12 kgmol/hr 12 G O A 2 0 5 p s i a 1 3 I O N H2 10 109 560 C FL A �, E 2 5 0 COMBUS 0 2 0. 8 1 6 4 kgmol / hr 0 04. 1 ps i a d 886·kg/118r • 01 t 0 j R-1 202 1 �: 2111 0 11[ 2 5 C HE 110 L_ _ 11 E 102 _ 1 HE101 3 3151 lC i SX- 1 116 12 2 DE FAN : 124 210 FURNA _ S � BU RNE CRE - < � 14 10 0 _ , I 1 0 8 4 0 2 0 5 81 0 kg r 0 18 _; ! 6 kg/ h r C 2 5 1 . 5 0 9 ? C ON 4 5.61 $ GASDE COBUST 4 . C 4 _ ! � l 1 . � , _ J DE ECHO P S A 0 4 7 6C 40 ! 5 40 0. kg/h , ¡' 491 oj 111 5 ! 4 0 16405 kg/hr 104 J 0 6 � - T111! i 0 5 _ Q � ¡ 186526. 401_kg/hr_ 6 9 5 0 3 C HE11 5 4 _ .1:c_@ 1 p s � HE -1 0 ·2:f J �' 25 5 966psi a 2 61 5 2 9 kg/hr 4 1 REVAPFORA ORPARACI 04 125026 kg/ h r 114 e -• 26 5 2 95. 5 9 4 9 8 150. 6 . 5 2 3 0 6 4 8 6 ps i a ps 58 1 HE 1 492 2246.94 kg/hr 0 & 2 G � HE ] 1 r 1 20A:I RECE 1-0 5 V R L � M A U R M P V E : O _ 0 1 m 6 . � 4 2 / h 5 rl ' A S -1� 6 18. 6 6C 12 6 66 kg/ h r NATUAL ¡ 1 40 VAOR M 3
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GOBA 370 238 32 62 48.13
GLOBAL 259 .1
GLOBAL 48 3241 1.748E+1 43.427 4
GLOBAL 324.1 1252 43.427 4
GLOBL 25.5 3241 7 30.94
GLOBAL 1 35.61 3241 1.80E+1 43.234 348
GLOBL 1 304. 2326E1 5.077 36312
GLL
41237 314
GLL 1 48 3241 18E+1 43.427 4
251 411 574 179
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674
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2.725
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021261
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GLOBA
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GLOBL
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4
V
4 Vor
4
Vr a Rm
431 Vr a efm
49
Var omc
491 V darea
GLOB 1 250 16 81287 437
.124
GLOBAL 1 29559 579. 6 41975 2
30.4 69
18.
14.452
16.32
0177
0140
017531
007476
0.118
0.0719
2320
72275
42295
18.015 923 1628
18015 03
1805 3225 58
1805 173
o o
o o
o o
o o
o o
o o
o o
o o
o o
o o
923
103
3225
173
3138
91065
915
91.5
12472
o o o o o o
o o o o o o
o o o o
k mol /hr kamohr
o o o o o o
o o
o o o o o o
o o o o o o
o o o o o o
o o o o o o
o o o o o o
o o o o o o
k am /hr
923
103
3225
1.73
33.8
915
915
91.5
247.2
% % % % % %
0 0 1 0 00 0 0 0. 0 100
0 0. 1 0. 0. 0 0 0. 0 1
0 0. 0 0 0 0. 0. 0 1
0
0
0.
0 1. 0 0. 0 0. 0.00 0.00 100.
0 0 1 0 0 0. 0 0 0.0 100000
0 0 1 0 0. 0.0 0 0 0. 1
0 0 1. 0. 0 0 0 0 0 1
0. 0 1 0. 0 0 0 0 0.0 1
0 0 1 0 0. 0 0. 0
o e
25
D Sia
235
íhr
-35
mo knml
/kmo m3 km3 "TP nm2 m2 w w m3NTPhr m3 /hr m3TP\/h
V heCd Uud ThmCoduv Va Fle id F Fr Wr F Tot Mua Wh mol Tl l Tot Fl k N: A uid Pha lclons xud F Wa Tot Com OXGEN NIEN WATER C2
318 Sm
kmohr kom /hr
km km/hr kom lhr kamol/hr
kmr
%
% % %
GLOBA 72 515
43.4 276
GLA 1 31946 579 87 4455 302
GLOL 1 39.46 57966 203 4455
8.8
18.169
15.953
15.3
0.52
0.0014
01446
016
0646
0.7
0021
0.055943
0
0
75
2
280
20
271
8015 138 61
18.015
18.015 915 10
8015 91.5 1
18015 915 1
18.015 12472 224
3 40 .83
GLOBAL 25 16 6
3.0
7524 767 1 079 1.12 0.157
1 00 0 0 0. 0 0 1
6
12
1
STREAM SUMMARY Seam Numb Sem Na
492 Va a déarea
Thmo M On GLOBAL Va Fn 1 31946 e Teme 579 DÍB eu Ey 1 r VaC �;mo 41 l/ K 3002 VaC "ml Lud Cp V Dnsi k/m3 15953 Lud Dns k gm3 Liud Sc G ®STP Var V nm2 0 Luid Vi nm2 Var Tma Cod w/m 0 w/ iud Thrma Cndv m3v(NTP) V 251 ud m3NTPr F W F m3I<r 18015 T Mo Weih T 1225 mo h 20222 T Fl : A Liud Pa lulo xfud Fr Wa Tot Fl BComn OXGEN NITREN WATER C2 c
HYREN METE ETNE PROPAE Tt Tot SamCm OXGEN NTREN WATER
mo/h khr k"mo khr k kmor m kmh kh kmo % % %
C
%
c
%
HYREN METHE ETHANE PROPE Tot
%
% % % %
93 Va ve
1 NOREAL1
GLOBAL 39.6 579. 2 414 .02
GOBAL 420 3.1
5
O REA2
51
GLOBAL 1 28876 81 1126E+11 41443 31611
53
692
9.531
0146
0.29
0.17
0.
011
0
2795.1
4
250
1805 24.72 2269
16.716 222.4 315
17.762 11 270
o o
o o
o
o
11225
12472
2.2481
o o
o o o
22461 9.5 12411
o o o
o o
o
o
1122.5
124.72
0 0 1. 0 0. 0. 0 0 00 1
0. 0. 1. 0 0. 0 0. 0 0 1
43
.6
o
1241 o
o
0.011012 211. 7431 29 22024
0.0102 21. 7431 2.39 11
0 0.1014 0. 0.522 0 0 8522
0 00191 524 0744 0 097 8.74 06577 0.0246 1.
3.374046
0116 .
COMPONENT SPLITTERS 2 2
Equipment Number Equpment Name Temeratur Overhead Out Temerature Bottom Out OXYGEN NITROGEN WATER C02
co HYDROGEN METHANE ETHANE PROPANE
PSA-100 e e
kgmol/hr kmol/h kgmo/hr kmol/hr kmol/hr kmo/h kmo/h kmol/h kmol/h
FEED FEED o
1.6 o
0.08 008 5600 008 o o
Fla 9 (SX-08) Horizonta Separator Sizing Results Condíns
iquid Fowrate Vapor owate Total Fowate Temerature Pressue
m3 m3 m3 e
sa
0.0080852 7.964
79721 150 2356
Propees
iquid Densi Vaor Densit Vao Z-Factor
kQ/m3
89851 6094 098966
m/sec
4 00668
k a /m3
Design Paamete
Lenth to Diameter Ratio K Constant Mínimum Liuid Residence Time Mínmum Vaor $ace Height Mist Eiminator Desin Pessure Aowabe tress Joint fcency Corosion Aowance (CA\ Weiht Percent Aowance WA)
m m sa Sa m
o
0381 0524 25916 15015 1 0003175 20
Results
Maximum Droet ein Veocit Actua Vaor Veoci Diameter Based on earaton eected Intea! Diameter Plate tee Lenh Coesondn Residence Time Norma quid eve Vaor ace Heht Actua Pate Thickness Actua Head ckns Mínimum he hicknes ncudin CA Mnimum Head Thckness ncuding CA Aroximate Emt Weiht Of Vesse Aroxmate u Weight O Vesse ,roximate ota Weiht ncudi WA
m/sec m/sec m m m min m m m m m m k k ka
1291 1609 1.402 1402 6096 1318 0701 0701 0.015875 0.015875 0014701 0014607 3573 12029 12744
Nozes TD Wa Mnmum Veocit Actua Veocit Mamum Veocit Nomina Dameter
m/sec m/sec m/sec in
nlet 27666 42.457 46111 20
Estimated n Veocit n Vaor
m/sec
594.6
Noze Data
Vaor Out 2965 42414 49416 20
quid Out 2448 37346 40697 2
Fla 11 (SX-01) Horizontal Separator Sizing Resuts Condons
Laud Flowrte Vpo Flowte Tot Flowrte emeture Pressure
m3 m3 m3 c
s
0.021198 41297 41509 40 23235
Properes
Laud Densit Vor Dens Vpo Z-Fcto
k/m3 kQ/m3
1005.7 6.5898 10035
Desin aametes
LenQth to Dmete Rto K Constnt Mínmum aud Resdence Tme Mínmum Vor Spce Heght Mst Emnto Desgn Pessue Alowbe Stress Jon Effcencv Coroson Aownce (CA) Weht Pent Allownce WA
4
m/sec
010668
m m s
0381 01524 25558 1505
PSia
o
1
m
0003175 20
m/s m/sec m m m mn m m m m m m k k k
13135 99878 1.0029 524 6096 6762 1143 0.381 0015875 0.015875 0.015519 001542 38987 15082 15862
ozes S Wl Mínmum Veoct Actu Veoc Mxmum Veoct omn Dmeter
/sec m/sec m/sec n
net 21406 35224 35676 6
Estmted Sn Veoc n Vor
m/sec
5787
Resu
Mxmum Dolet Setlng Veloct Actu Vpor Veocv Dmeter Bsed on Serton Selected Inte! Dmeter Plte Stee Lenh Coresondn Resdence Tme Norm Laud Leel Vpor Sce Heht Au Plte hckness Actul Hed Thckness Mínmum Shel hckness lncludn CA Mínmum Hed Thckness lncldn CA Aroxmte Em Weht Of Vesse Aoxmte u Weght Of Vessel Aroxmte otl Weht ncldn WA Nozle Data
Vor Out 28512 46422 47521 14
Uqd Ou 2308 3.3233 38467 35
Fla 13 (SX-02) Horizontal Separaor Szing Results Condios
Lauid Flowrte Vpor Flowte Tot Flowte empetue Pessue
m3 m3 m3 c
s
0.0001483 3953 3.91 2 2303
Popees
ud Dens Vo Densty Vo Z-Fcto
g/m3
088 6.849 003
m/sec
4 00668
ka/m3
Desig Parametes
Lenth to Dmeter Rto K Constnt Mínmum ud esdence me Mnmum Vpo Sce Heit Mist Eliminto esn Pessue Allowble Stess Jont Ecencv Coroson Aownce (CA) Weht Pecent Allownce WA\
o
m m s ps m
038 0524 23.38 05 000375 20
Resul
Mxmum Doet Settln Veloc Actul Vpo Veloc Dmete Bsed on Seton Seected Inten! Dimete lte Steel Lenth Coespondn Residence me Noml Lud ee Vpo Spce Heht Actul Pte hckness Acu Hed hckness Mnmum Shell hckness ncludn CA Mnmum Hed hickness lncludn CA Apoxmte Emty Weht Of Vessel A oxmte Ful Weiht O Vessel Aoxmte otl Weht lncludn WA
m/sec /sec m m m mn m m m m m m k k k g
.2967 0374 0.98487 098487 4.2672 8289 0.49243 049243 0.02 002 0.0079 00106 230 4542. 4788
Nozles S Wl Mnmum Veloct Actul Velocit Mxmum Veloc Nomnl Dmete
m/sec m/sec m/sec in.
lnlet 27.89 44.48 46.484 4
Estmted Sonic Veloc In Vo
m/sec
5659
Nze Data
/
Vor Out 27.967 4447 4662 14
Liud Out 2.293 0.266 3829
HEATEXCHANGERS/CONDENSERS Eauipment Number EuDment Nme Oe Het Tns Cef. ArePe She Numbe O Shel ShelPes ubeP Cn Wte et Prue Shelside ePrure ubide Ccuted u Shesde Sed Shesde Reernt Nume Rerernt Prue Reernt emeure Me emue U emerur I iv emrure Out emere Out Sec
k/em2/K m2
00000e+00 o
e
1 HE-105
3 HE101
5 HE106
7 HE107
8 HE108
12 HE110
15 evecto1
17 HE102
19 HE103
21 HE104
23 HE111
31 HE112
002839 5713 1 1 1
01703 3432
05678 2575 1 1 1
03975 3699
0.4542 396.8
02839 57.33
1
1
01136 1542 1 1 1
0.1136 1499 1 1 1
05678 82.06 1 1 1
008517 1961 1 1 1
04542 3275
1
01703 2291 3 1 1
o
o
o
o
o
o
1
1 1
1 1 3953
9 01 001 05 o o o o o o 11 4 2 0.01 05 20 24 o o o o o 12652E+11 124E+11 23665E+11 35925E10 14268E11 5543200000 13908E+10 .2377E+10 9.0603E+10 6072800000 5668600000 16521E+10 o
2167
573.2
4496
6786
2199
1315
e e e
1 1 3994
380
794
340
370
150
25
2373 32.222 40556 259
9897
1478
362
9.427
o o
560
448
265
3084 20 30 25
AIR COOLERS / AIR CONDENSERS Equipment Number Eouiment Name Ar Cer Rated Prcess T emerature In Prcess Temeature Out Ar Temperature n Ar Temeratur Out Ar Flw Rate U fr Tta Area Heat Transfer Area Mean Temperature Cacuated Duty Cacuated Tube Sde Delta P Cacuated Ar Sde Deta P Tube Sde Fun Factr Ar Sde Fuin Far Tube Passes Fan Dameter Fan Pwer er Fan Number f Fans Fan Eicency Fan Reducer Ecency
I
10 HE-09
e e e e
kg/hr kj/secm2/K m2 e
/hr psa psa secm2Kk secm2Kk m watts
YES 150 40 25.02 7957 4166300 0028 63579 36 2.2756E+1 32479 00125 0.761 0.1761 2 5 2500 7 07 092
AIR COOLER / AR CONDENSER 10 (HE-109) Process Rating
ono (oe: e e oe no nue e n eec) e Bundl 7 Pal Fany Tusde n Tuide Out Temrt e 16 Prure i a 235. 232. 35 Ve m/ 8. 9. 5 7 HtinExch i -22017612 7E+ Ful Fact o r Ht Tf Cf. Factoc . /secm2/K 0327 Prue Drop SJCal 3.248 To F u i d Ft e 174719 kr 1180 174720 LiVr ud 5564 e (oe e e oe no inue e an ee Tubsde n Tubsde Ou MolVa a Weht 10.18.7065 3.1 iv ns/n 01 Li ui d De 6.094 659 Var k/m3 L q u d Si c Hea 29211 2654 Var k /KK 47 ul d ThermaCondc 053 04 wm/K .0117 w//K uld uo r 224.756E1 eat Exchaned 8631 w K Oeal l U Ci c l e nt 36 CorecCo LMTDon Facor 0843 LMTD m2 Srfa Aa Ud ARIFORCED METC De Da T Cau on Meh Fan T 2745 mm Fan S an Di e e 8376 m3/m n AFantuaeran Ai Rate/Fan 2510 Fan EicEc enc encv 0092 Rr w/K Tub Tma Condcitv cnge TbSde umbr of Fhtns " cm Out d e Di a mer F n Hei 1 9 cmcm nsldePDitchmeTRIe ANG.\ FnFnThSha ckne 237 Tub m Tub Leto Tub h Pas 23 Nmbr Numb STANLESS STEEL Mte Fn Mt eofTubTub R e
4
s -m2K D
o
k n lr
o
k n /r
Lia uid
o
Vap
o
o
Tu/Bndl BundBaye Aide In Aiside Ou 25140712 79.14577 2.37 28 2.2078E11 17612 00 002 4166320 420 4
o
o
Aisde n
Aisde O
28.9
o
o
18 1.12 002
07 .12 002
o
k a /m3
o
o
Vn
o
o
6 5 79
0 .7
25
7.3
Alr Sde cmcmcm
10902687 STRAIT AUMIM
PUMPS/COMPRESSORS/EXPANDERS Equipment Number Euiment Name Driver Tye Calcuation Te Stages Work Caacit Calculated Outlet Pressure Secified Outlet Pressure Secfied Pol Coeficient Calulated Po Coecient Polroic Head nterstage Temeratur Out Eicienc (of cal e) Water Fow Fue Flow Electrical Usae Real Work sentroic Head sentroc Eicenc
14 eector 3
25 PX-101
30 SEZ156
watts sia sia
ELECTRIC POLYTROP 1 745700000 348.1 348
ELECTRIC POLYTROP 1 745700000 7252 7252
ELECTRIC POLYTROP 1 745700000 480 480
0.2037 12926
o
kfm/km
o
03993 107880
072
09
072
1799 1800500 872986E+1
1803 180420
4625 4628800 114492E+2
kw watts kfm/km
Reactors Eouipment Number Equipment Nae
4
6
R2 Prduct rated EQUIIBRIUM REACTOR CO shit cnversin ADIABATIC
j/hr psi
R-1 Prduct rated EQUILIBRIUM REACTOR Steam refrmer TEM.OUT.SPEC 4757E+1 50
e
773
Mdel Type Reactr Duty Pressure Drp Temerature Out
o
5
A2. PLNTA DE TRÓGENO
PLNTA DE NfTROGO
1335 TPD
10 e I n greso 9004.9063m3r-2833 hp
10 - 1 A
_� nR
,Q
f03
-2 757 hp
¡
91
113
L - Q � " ' _j 5 _304 - H � H X - 204
785. h
'
179
_,
ENTRADA 8 DE120ARE 3 17 N2 GASPROD GAS 7C DESECHO 172 663261334 H210 173 ,66 64 138 12 121 PFX
• 1 6 ·178 ; j : / 18 9 1 22 3 h = DE DE SECHO RCQUEMAOR OENO2 AREFORADOR 177 1743300bth 31
7
CVK46 HX260 4016 hp
152
2795 hpHX250 i 141 158 12746 25 17306 151 1 X30153 l_ /1 74�- 2 27 706 CD 2 20 - HX240 136 EX 351hp210 -� c ! _ 129 135 4811737 pa 7306 17642 150171v 126 39a X213720 134 746 2543 pa 126 p 47 ¡l 16624 6664 42 49 p · ' 1422 30 140 [ C 20 149
e
145
c
e
_ .
-
-·
16664
-
PX
e
- �
J
e
e
PLANTA DE N2 1500PD
- · MECAR SIEVE . ·-
EQIP CHILER HX-206 fX1 t.
AIRE o ASTE
R22 CV-46
N2 PRDUCT �
C _
_.
HX2O HX22 4 RES ', I
HX27
,
A QEADR REfRADR
N2 IQD A , aSRAGE
L
' I
HX25
1
._
'- l
1 l
AIRE REFRIGERATE AGUA NIRGE GAS DE DESEC GAS NARA REGENERACN
l_
ADSRBEDRES DE HIDRCARBURS
STREAM SUMMARY Sm Numbr Sm N
10 Are a 4
11 Are de 4ta
112 Aie de 4 f
113 Ae a UR
114 A a MS
15 Ai
Theo Mt Oon V n Tem Pre Enal
GLOBAL 1 20
GLOBAL 1 92.524 135 87 7124 5076
GLOBAL 0847 20 5 4372 77 42 17.975 11 85375 0.01 0.747 0.0355 0878 0 0.
GLOBAL 1 20 5 7 7.18 492
GOBAL 5 134.5 1 714 49944
GLOBAL 1 5 1.5 7824 4.97
1.055
11.23
1245
V = Co
Va Cv Lud C
e
a kc mo/C kckmC kcmo/C k/m3 m3 60FSTP P P kcm/hC kcm/hC m3v(NTP)/h m3NTP/h
n
767 72 4.6
63113 Lud Deí ud Gv 0.018528 Var� ud Va l Cd 0.023137 Lud Te Cov Va Flte Ld F F Wae Tl Mola Wt 287 k .amo Vhr Tol F! 34715 T Fowte kQ/h 2 Note: ud Ps cu exude F Wer V ao r De ns
Tol F B Comne WATER C2 NITROGEN OXGN CLF2METHANE Tl Tol Sm Co WATR C2 NITROGN OXGN CF2METHAN Tota
86 0.021849 0.027507
116 1 Fluo mn Aie uro ali GLOBAL 053757 15 345
GLOBA 1 8 31
-3
42
9.
7.07 4.91
6.87 19545 18
1232
859.87
0.01
0.018
0.07
00233
0
0022
0
121 COLD AIR GLOBAL 0915 - 131 1 87828 4939 15.7 .2 .2 091328 0.794 007 00112 00754
0.9985 0.014572 0.711 006452 9 2027 02
00
3208 16.707 592
3495
289 495
9
9
77073 8
o
o
o
o
o
2696 757.86
216 75786
0018078
10m 9.40
289
287 3475 1280
28.887 34715 12
284 2 1
284 2 1
289 49.5
328 8.6 216
77073 8.9 21.6
kgmolhr
757.5
75785
757.85
77073 8 26 75785
26916 757.85
k am o l/hr ka m l / hr
o
o
o
o
o
o
o
o
3475
715
13.028 8. 21.6 75785 3475
o
kmor
13028 8 21.6
342
66.2
3449.5
16.707
3449.5
3449,5
o
4613217 538672412
o
o
o
o
78028 2187
o
7802 297014
78,01 2197014
k amoVhr k.am l/ r
% % %
%
037524459 0.375284459 0375859 0.23594 0355894 02592422 025924242 025924242 0258798 02538798 77.53420712 5342072 7752712 7765276 7765275 277 2.8320 2. 21 2182
9
o
o
o
o
%
o
o
o
o
o
o
o
o
o
%
100
00
1
1
1
STREAM SUMMARY Sm Numb Sm Name
31 32 133 1 135 136 137 138 14 N2 as o Gas dho f Gas deho N2 gas fo �as Dh E Gas deseho a L. R en O 40% 2 L en O
Themo Me Oon VapFn T eme Pue
GLOBAL 1. 12543 9827 8.6592
En talov
Va C Va Cv Liud C Vapr Dens Lqud Liud S" Ga Va Vi= Li auid V is
e
.
/h kc//C kc/gm/C kclC ko /m3
km3 60FSTP P P kcm/hC kcmC m3víNTP\ m3NTP/h
5.0
GLOBAL 1 164 255 -67017 6.6 47
33013
617
4.659
357
6.758
15677
077485
074
0007859
0.743
0717
074833
0.9
0597
002
07
0.4
32852
322
8
32
32852
Va Condu 001 Liud Cndu Va F 44 Luid F F Wé Fl Tot MoarW 28.013 k amol /r Tt F 1986 Tl F khr 5 N: Al Luid Pha cuns exlde F War Tot F B Cen WATER CO2 NTROGEN OXGEN CLF2-METHANE Tot T Seam Comon WATER CO2 NITROGEN OXGEN CLF2METHANE To
GLOBAL 1 -. 5774 721 4727
GLOBAL 1 -71.46 2543 -01 9.59 50207
GLOBAL -17478 255 7 6946 46 57
471
-
.09 4659 45
039 1465.9 4405
28013 1 5
0 14659 445
GLOBAL 1 -17219 5774 7
GLOBAL
GLOBAL
o
o
172 1
-1661 1
-5
240
5572
442
152
87879 092591
9287 092591
2. 0944
007
0
0079
0.07655
041
007679
84.359
8 .3 9
82
7.375
4
2.6
4659 44035
2 6 3.5
2 3.5
74
74
678 255 772
o
.039
o
o
o
o
o
o
o
o
k amohr
o
o
o
o
o
o
o
o
19 986
1465.9
%
o
o
o
o
o
o
% % %
% %
o
7.78 745.3
7.78 74513
o
o
o
1 o o
00
14659
49.179 49793 7 507 o
o
o
o
778 745.13 o
o
-1.24 1 25
kamo/hr
mohr mo/r mohr mo
GLOBAL
778 7453 o
28 10707 o
12.8 10707 o
o
15101 134 o
14659
1459
35
26335
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
19
1 o o
1
25935
49179 49.17933 59.34307955 59347 37 507 .7 40. 4.655 4177 o
1
o
00
o
o
o
1
STREAM SUMMARY 41 Ruro GAN
Sm Nubr Sm Nae
Theo Mhod Oon GLOBAL Va F on 1 -. e Temrae 19 Pia Pru hr -502 EnaY 7.8706 VarCp k C 48771 VaCv kC LidC kkmoC Va Deni kg/3 2858 k3 Liuid Dens F@STP Luid S"f G Va V cP 0.15 Luid Vi cP krC 0018 Va TheaCond Lud Thea Condv krC 3v(NTP/hr 6 Var F Lud Fowr m3NP/h Fr War Fa Tot Moula Wh 125 otl FIa km 167.6 kr o F 3 N: AI ud Pae lculaon excude Fr Waer Tol Foe BConen WATER CO2 NTROGEN OXGEN CLF2METHANE To Tot mComi WAE CO2 NROGEN OXGEN CLF2METHANE Tot
142
Reujo GLOBAL o
72.21 125. -219
6524 749.52 0.77 03785 0 108.92
43 Top gas
Sm 12
145 146 48 147 as N2 aCondN2 Gas aCond2 Gas aCo N2 a aCd
GLOBAL 1716 7 -2647 90753 5.021
GLOBAL 1746 125.7 01 9.0753 5.02
GLOBAL 1 171. 125.7 16252 9.0753 5021
35.873
35.873
35.873
GOBAL 1 17146 125.7
GLOBAL 1746 25.7
-9
90753 5.021
907 5.023
GLOBAL 1 1713 2677 -1 9096 5.029
873
35.873
38
49 LN reuo GLOBAL o
1725 276 122 6424 752 0.77
0.7475
0.747
074754
0.747
0.7475
0.7
0.0
00
0.01
0.0
006
001
170
4
71159
28910
449
2890
2803 152 5281
8.013 37
.013 1 37
o
28.013 3377 87897
2803 5161.2 1
2013 19
28013 31752
5
8
28.013 1 3637
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
0.0345 0. 44.78
kmo o k koh kgo kmohr
820 325
31377
o
1676
337.7
562
1986
3752
%
o
o
o
o
o
o
o
o
o
%
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
56.2 000316
1 0.1319
375.2 0.196
o
o
o
o
o
1
1
0.
1885.2 0.009
o
o
o
o
o
1
5.2
o
1
721140 27885495
1 o
6.20321E5
1 6202E
1 620307E05
6.203E
6.20E-
1
%
o
o
%
o
o
o
o
o
o
o
o
o
%
%
1
1
1
100
1
10
1
STREAM SUMMARY Sm Numr Seam Name mo Me Opo VarFac Temr Peue Ena VarC V ao r Cv
e
a btu/h kC k cl/k arC kcl/amo/C
N2 Gas a Cond
151 UN efujo
GOBAL 7139
GLOBAL
-
Tl Sm Comon WATER CO2 NROGEN OXGEN CLF2MEANE otal
kaml/hr k aml/hr kamol/hr
kmoh kgmoh kmoh
12 125. 7
90 5.0214
Lud C Va De k m3 .9 Liud Dens k a/m3 Lud Sc G ®STP Var 0476 cP cP , Lud k/m/hrC 0.016 V hel Condu k/m/C Lid heal Conduc m3v(NTP)hr Varla 44 id F m3INTP/h r Wate Fla 28013 To Molla Weht kamol/hr To 57 Tl F k!h Note: Al ud Pa lcu exclude Wate T lwa B Comne ATER CO2 NTROGEN OXGEN CLF2METANE Tol
o
16593
152 153 1 1 1 5 1 L R E. a R de Conde LR a Conden LR a L a n Recupeacin Ru=co R. GAN H GOBAL 00213 -17427
GOBAL 04055 -3
74.93
74.953
74.9
-5
-73 99 4.7 35 .5 .31 0.9 0.3302 09845 0.1 0.5
192
51 48712 14.145 20704
747.5
96
0.8077
.139
0.927 0.3 0.239 0.5 079 81977
2803 .7 5
o
o
o
o
17
187
0 0.8332
GOBAL o
-73
GLOBAL 002 7642 5775 492 7 .563
13.982 981 0965 06 0.
2
GLOBAL -7306 4.9
GLOBAL 1 152 74.89
GLOBAL 276 1305
-57 39
378
7 4.82
7.39
486
7.4 4.875
4.82 13559 16 1010.1 0.162 002 0.43 0.7 0408 12 44.207
20.
163
23328
03289
0.
0.01048
0
00104
00135
2666
261
2666
46.24
45.974
2.6
2.6
235 81
263.5
039 165.9
25 1676
25 1676
8041
30.039 14659 45
4
3
125 166
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
12.8 00.7
15628 070.
72078 745.13
.78 745.3
842.0 3258
820 32558
82.01 3258
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
1847
18477
263 .5
233.5
146.9
1469
116.6
1676
11676
o
%
o
o
o
o
o
o
o
o
%
o
o
o
o
o
o
o
o
o
%
%
o
o
59.3795 40.645
59.39 40.669205
49.7933 50
4917933 .87
21 27.88495
721459404 27.
7215940 2
%
o
o
o
o
o
o
o
o
o
%
00
1
1
1
STREAM SUMMARY 71 173 172 N2 G AS PRO[ Gas echo Gas dho a
Sam Numr Sm Nam
174 Stm 17
175 Prcto GAN
176 S 19
177 Sm 2
78 Reeneaon
179 Ga eho
GOBA 1 258
GOBA 1 25 8987 7.3781 5.373
GLOBA 1 7 1 6.989 4.9726
GLOBAL 1 25.5 1 724 523
GOBAL 1 39 255 14732 72748 52782
GLOBA 7 255 618
GLOBAL 7 2543 2427 727 4.9
GLOBAL 7 255 2593 69819 49726
GOBAL - 5774 14 7.11 4 .74 02
7.2324 50
10453
2.2705
233
28
.373
2.05
41
15435
22705
007487
00125
0
0.085
00118
0.018825
00265
002
0.0124
el Condu 0049 ; ud hermal Con aF dF FWaFa TolMou�rWÍh 2803 k amoVhr lF 1986 Tol owa k h 5 N: Ld Ph claons excudFrWar
0.072
001
07
0024795
00072
0.032487
00
0 07
32852
32852
445
448
83744
24852
.39 14659 4435
309 4659 44035
28013 1
3 .09
039 3.97 10723
.128 373 112
3 . 09
5 5
28013 1 55
77073 8. 17552 8.45
o
Me On arFn r Pe Ena VaorCD aCv L iauid C e V ao De nsi
ud D Lud Sf Gr a t
:Lauid V I
TlFla B Compnent: WATER CO2 NITROGEN OXGEN CLF2METHANE To ol m Cn AER CO2 NROGN OXGEN C F2METHANE tal
e
ia btu kmo/C k/mo/C kaVmo/C m3
5
25.5
4.972 5
km
FSP c P kVmhC kVmh/C m3v(NTP)/h m3NP/hr
35.97
10723
kmoVhr
o
o
o
o
o
o
o
kamoVhr k amoV hr
o
o
o
o
o
o
o
19
7.78 7453
19
1
o
7.78 745.3
o
o
175.52 1845
7552 181.45
19 312
o
4526 5
k¡moVh moVh kgmoVh
o
o
o
o
o
o
o
o
o
1986
14659
5.9
9
1
35697
397
373
119
2.41 243707 46977 48.79
o
%
o
o
o
o
o
o
%
o
o
o
o
o
o
o o
%
1
0
o
4917933 50.87
00
%
4917933 87
o
o
4916939799 .81
49.17 201
%
o
o
o
o
o
o
o
o
o
%
1
0
10
1
10
0
1
o
4917279 5832
STREAM SUMMARY
GLOBAL Themo Me O Vapr o 1 4053 Tera e 255 Pu Pi bu/hr Ea Var C kl/k/C 707 VaCv kc/mC 5.06 kckq/C Lu C km3 247 Va Des km3 Liud Dens Lud S= Ga F@STP Var P 0020261 Liuid P Va Thera Condu kc/m/C 0024 kcmhrC Lui Themal Condu m3v(NTP)/hr 337 Va Liud m3NTPr Wa Flwa Tot Mouar Wei .1 T l kmoh 826 Totl F kQ/h 570 Noe: Al uid Pha culao exude Wa Tt Fe B Comnen WATER CO2 NIROGEN OXGEN CF2-METHANE Tot Tot Sm Comon WATER CO2 NITROGEN OXGEN C2METANE Tt
19 R gas
Condedo
Condensado
Cdesado
4 Condendo
GLOBAL 1
GOBAL
GLOBAL
GLOBAL
GOBAL
o
o
o
-
19.158
2507
o
1 Gas deo Refane
Sm Num Sam Name
kmohr kmoh kqmor koh kmo
77073 8. 778 74513
% % % % % %
0598263 07014704 8.61944 .232
o
1826
o
1
GLOBA 9158 5370 2615 425.2 14 0.94 001 17428
121 9.19
501 0.7 07241 57813
4 25.797 6
864 25797 6
o
o
o
o
o
o
o
o
25797 25797
25.797 25.797
o
o
o
o
o
o
o
1 1
o
100 1
3
3
o
7
5
20 4.5 7930
377070
34.5 2920
1798
17983
7979
7.975
85367
853 11
85371 1.1
85375 1
0.704
0.772
0799
0707
0926
0983
0948
0978
2
036
016229
0.4497
1805 148
8015 6.914 4.7
18016 91 164
18016 5.321
297.5
1418 0027852 06 02 o
1418
20
9.8
97 5321 693 0.7878 0 0 381E 3E 36846E- 0207 0.1 02719 o
16914
o
918
o
53211
4774 .76 .91 1 0193175 o. 429 06926 0 1.22E 2308E 3.247E05 692451E 957276E05 017035 04251 0510985 o
o
1
o
o
1
Fla 5 (CD-220) Vertical Separator Sizng Results Condons
iaud Flowre Vpor Flowrte Totl Flowrte Temeure Pressure
m3 m3 m3 c
si
44.856 6543 1699.2 -73 749
Popees
iauid Densiv Vor Densi Vor ZFcto
kg/m3 kQ/m3
9866 20555 087934
m/sec m m m si psi
00668 0944 06096 0524 8239 505 000375 20
Design Parametes
K Constn Mínmum Disenin Heiht Mnimum iauid To lnlet Heht Ms Eimintor Desin Pressure Allowbe Sess Joint Eficency Corrosion ownce CA) Weih Pecen Allownce (WA
m
Resul
Mxmum Drope Sen Veociy Actul Vpor Veloci Dimeter Bsed on Sertion Seleced Inen! Dimee Pe See Lengh Sure Time o HL Hih iqud eel H Heih HL To lnle Heih Disenin Heiht ctul Pe Thickess Actul Hed Thickness Mnimum Se Thickness lncludn CA Mnmum Hed Thickness ncdn CA roximte Emv Weih f Vesse proximte Ful Weh Vessel Aroximte Tot Weih ncludin WA
m/sec m/sec m m m min m m m m m m m k k k
072947 069978 089559 0944 42672 2 2.2769 0.92353 0944 000635 000635 0005249 00052372 64706 3398 35275
Nozles STO W Mínimum Veoci ctul Veloci Mxmum Veloci Nominl Dimee
m/sec m/sec m/sec in.
lne 0.8 4624 8 8
Esimted Soni Veoci In Vor
m/sec
86
Noze Data
Vo ut 644 24655 26907 6
iid 2336 2625 38935 3
HEATEXCHANGERS/CONDENSERS EQuipment Numbe Equipment Name Overa Heat Tans. Coef Aea Pe Shel Numbe Of Shels Shel Passes Tube Passes Coon Wate Dela Pessue Shellsde Delta Pessue Tubesde Calulated u Shesde Speed Du Shesde Refeant Numbe Refeant Pessue Rereant Temeatue Mean empeatue D Uti Temeaue In Utiy Tempeatue Out Temeatue Out $e
kcah/m m2
00000e+00 ps btuh
4 HX-230
6 HX250
10 HX240
19 HX201
20 HX202
21 HX203
22 HX204
27 HX206
34 HX207
36 HX260
4882 1614 1
4882 183 1 1 1
4882 1918 1 1 1
2441
2441 4336
2441 929
2441 187
o
o
o
001 001 5518900
001 001 736100
001 001 7844100
o
2441 405.8 1 1 1 2639 05
244.1 9597 1 1 1
o
244.1 4127 2655 0.5
o
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o
o
o
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e
e e
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1 1 2904
o
o
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o
o
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o
e e
1
20
-35
o
15
PUMPS/COMPRESSORS/EXPANDERS 3 EX210
Equipment Number Eument Name Drver Tye Calculaton e Stages Work Capaci Cacuated Outlet Pressure Speced Outet Pressure Secifed Po Coecent Caculated Pol Coecient Poytroic Head nterstae Temperature Out Ecec (of te) Water low Fue ow Eectr UsaQe Rea Work setropc Head sentroic Ecenc
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o
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0.9
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072
072
072
o
o
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e
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o
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-O
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o
e
-17.4
o o
e
-166
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43
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e
o
e
1 1715 1661
e
o
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o o
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o
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6
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Va Ra
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Comment
kg/h /hrr
Fe
Fd
F
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Tay
Calcuad Dame m
5
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60
Mixer
o
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3
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Var oy m
o
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Cacated Nmbe O Pas
Caclad Pecent Fd
Def ay Spacg m
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78
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78 78
78 78 78 78 78 78 78 78 78 78
78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78
78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78 78
PLATE-FIN HEAT EXCHANGERS Equipment Numbe qument Name Numbe of Hot Steams Number of Cold Streas Temeratu Hot Steam 1 In Hot Stream 1 Out Cold Steam 1 In Cod Stream 1 Out Cod Stream 2 n Cod Stream 2 Out Cod Steam 3 n Cod Steam 3 Out Du Hot Steam 1 Cod Steam 1 Cod Stea 2 Cod Stea 3 Pressure Do Hot Strea 1 Cod Stream 1 Cold Stream 2 Cold Stea 3
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1 3
e
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e
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o
o
o
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o
o
o
o
e e e e e e
A3. PLA DE ONACO
PLANTA DE AMONIACO D 1500TPD
13
2 620 p2. a -3 190 psia 1 2 3 o 4 5 9 6 ps i a J 2 1 9 ¡ ! 2 . e 2 6 2 0 p s a 1 46 1 eps�a l ; 124 F-30 63 23.9 k31g2891 .209psea403 5 0 1 24 3 19 C M 3 0 4 2 6 5 0 . p s t 3 4 3 0 M-30 401 11 8 02 �; 19·15 8" 12 2g 2 7 445. ps � 346 .28979e6C 117 j l - 21 2 4 . 3 1 9 e 2 3 . 0 1 2 e v3 0 3 \ ' 2682.ps10a. 73 83 , 1 2 8 E 0 7 3 � 0 4 3 1 6 4 HE2 3 0 8 . : ; , _ e r4 4 5 9 6 ps a 2 8 5 9 6 ps 1 0 7 3 e 1 8 1 3 . ps i a �2 _J L 1 24608.Cpsa 3 0 � F 2 4 . 2 9 7 C 111 2 8 5 9 6 ps i a V3 0 4 3 0 3 2 4 . 2 9 7 e 1 3 0 304 14 42773304pseia 327901a2 1 5 113 3 0 2 -y 270C ,14_7 ía X3 6 3 2 3 . 9 k g f 1 8 1 3 ps 2 6 2 0 ps i a 2 6 2 0 p a 3 0 1 2 C 4 2 . 2 9 1 e 5270739 ea 10 251 72 kg AL M ENT A C O N DE AGUA 14 M 3 0 2 4 6 8 . ps i a 6AL8I6M7EN.5 ACON 4150196ps35C H2+N2 842837934kg 34.902 º2 29634.401.ps3Ci 445.96psíatD _ . 0- �3 5 o D � - ! 09 1 9 .315 -30 C302192086_0s1 ia E302 C-303 92.512 E-303 C-304 2300:PROAGUAAIRECESO C3 0 450:0 VRERAPORGDEERANAGUAE2 35 ·· s
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35. e
35. e
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.
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PLANTA 3
AMONIACO
HP STEAM REACTO 2
FUEL GAS
305 R-302
e " REACOR 1
RODCO AMONIACO
HE08
E10
HE309
BF'
R-22
MAKE UP GAS
C05
COMPREOR ALIMENADOR
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Sm Numb Sem m
Ena 4 Et
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770
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1770
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889 76154 677
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GOBAL 35
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GLOBA 92.1 08 5
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o
o
o
o
o
o o
o o
o
kamoUhr
o o
o
o o
k moUr
25187
2587
255
25151
23416
23416
222
22
213
% % % % % % %
7 272
.7 2720
67.51 269321
67.5 26932
5.973
5.75
5.
5.6
078
078
0.9
09
6202 252221 135326 0
56.9734
5.756
6.2402 25.222 135326 0
24.0314 85 0
24.034 1895 0
528105 22 243 0
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
1
1
1
00
1
e ia kcr kc]mo/ kcm kc 1 JnmC
kg/m3
kam3 uid ns "'TP id Sif G P Var P u Vap malCodu U UmC 1 Ta Cd m3NTP\h Va ud F m3J r Wa m3NP ola W TotFl mo h t F N: A ud Pha clus xu Fr Wa
tl F BCome HYDREN NTREN AMONIA ARGON WAR F2ETHE Tl
111 112 Qa C- Eda HE
kgmohr kmoUh kmoUhr
6
1293 4.
522 .4853
STREAM SUMMARY Sm Numr Sam me heo M Oo Vapr con e Psur EntaD
VC VaCv Uud CD Var Ju id Dns
Ld S=fc Gr Vr Luid Vs
Var hma Cd d Tl Cd• VaDf
To Stam Com HYROGEN NREN MONA ARGON WATER CL2EHANE ol
20 Sad de HE3
GLOB 1
GLL 1 984 26444 1 8.434 572
e
.A
27.4 0 82557 6.6
kr kcmoC kckC kmo/C km3
26 Sad L
127 Entda F30
GOBA
GOBA 0.77 23012 12 -
GLOBAL
G 0.01448 2432 446.6 84 8.1243
165 24 24
1615 21 248
1293 483 522 1.4853
0026
001480
r mrC m3v(NP)r m3NTP m3TP
02293
0.92
47 9240
479240
1293
11293
kamol/hr
489.3
48 9.3
kmol/r kmo/hr kgmr
52.2 1.4853
522 14853
o
25 Enta a F
11615 24 24
c
ka/m3
kmohr
124 Sai ldo
26202 -22 78473 5321 022 71.27 514 061531 00128 0.153 00891 037675 4031
FP
o
o
GOL 0128
123 Ed 30 GOB 0821 22 26202 -16070 7.7572 5.21 19.876 71.552 60. 0.61571 002 0128 0 0359 3937 10
714
11615 2 2380
12 22 Eda HE9 Ed E30 GO 0.87 40 262.2 77141 8.1 544 20721 7419 586 0.64 001351 03787 0021 035 48 725
40.7
iud F W our Wi kor T Fe T N: AII id Ph lcuo xc Wa ol we mne YEN NREN MONI ARGON WER CL-F2EANE
119 Slid Ebid
3
1293
o
23.02 1.2 1
7.78 53
086
5.2851 2023 5993 13 06 0.012779 062 00714 0 22798 01
615 21 24880
17.5 3 98
7.025 131 6918
17 029
17.9 9
67
679
129
20.35 25783 379 0.2677
2035 25.783 37669 0032677
147 22.8 3765.9 003627
1467 22. 379 003627
.3
489.3
52.2 .4853
5200.2 1.4853
o
o
22 26202 18404
o
19.876 6088 06571 028 0399
o
o
5.635 9
2031
03
21. 21.7 3.57 0673 0012885 0.157 0653 00
1055
123
8.3 061 06264
975.7
o
o
k amol/r
o
o
o
o
o
o
o
o
kamol/hr
213
21384
214
2384
21
13
831
2.9
9
% % % % % % %
528 228 243182 0
528 228690 24.3182 0.9
52805 2286 24.3182 0
528 22 243182 00
528 2286 243182 009
05328 0676
05328 06762 .7884 0.
0.3778 0 .0271 0.08
0.3778 0.595 .0271 08
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
10
10
100
1
100
00
100
9.84
0. o
o
o
o
STREM SUMMARY 128 Sala Lo
Sm Number am me The O Va o Ture Pru En VarCp V aorC v
uC Vao rDsit
GLOB e
ka/m3 ud n u ; G �TP c V u Viv P alC Va Ta Cod, Tha Cuv ud mTP\hr V" Fwe m3\f uid Wa m3Thr Totl a Wh Ttl hr Tol N: Al uid P uos exde Fe Wae
t Bv Com HYDREN NITREN AMMOIA GON WATER C-F2-MTHAE t Ttl eam Cm YDREN NIREN AMI
ARGON WATE C-F2-METNE Ttl
GLO
24.32 4466
GO 0.23373 242 28616
-1 8
-18
-1 8
o
r cKm/C cm cmo/ km3
kh /h ka mol /hr k amol / hr
kmoh
kamol/hr
ka moV hr
% % % % % % %
29 30 131 Eda F Pru NH3 Salda Va F o
24.298 216
132 33 Sa Var F Enad a -30
134 5 aa Var Re Gs si
GOBA 1 22 26202 22972 77571 5.2691
GOB 23.012 2 19 7.7852 52849
GOBAL 1 868 4466 1809 727 5402
GOBA 2432 46 3 8.1242 557
GOBA 22.735 446.6 48722 7.36 5.9
G 24298 2.16 91 84432 5948
72
59.93
4721
27
20
5
00126
002776
001729
0012
00844
001779
0.
0073
0071373
0.65
0
0.038215
3937
22797
22797
977
2037
19
1.9 10.172 18.5
1.649 0172 185
6. 43.537 7212
5.67 53.7 61
184 8.78 12.2
579 3.1448 0784 0.198
2.8 5.407 1562 0.0077
8 82 669 001182
.2559 2.85 4.672 0.284 o
23
8.4432 5948 2159 15. 329 0.61732 00178 05748 0029 0 19 975
7044 3759.4 076
17044 3759.4 6076
17 3750.6 94
0441 17571 1860
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1.85 72316 373 0020857
0.60261 4.3761 37456 0.01801
1272 485 4332 4526
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
215 57 0673 015764 0
21 329 061732 015748 0 99975
5.94 79
31448 10784 0.14
8.78
358592 00247
34.3623 34541 30743 0.20
435 324987 53748 0.0324
o
o
o
o
o o
37594
37506
17571
10172
10.72
0494 0.1924 997579 0
00494 0924 997579 006
0061 0167 87 05
6152 27.8 8566 083
584733 962 1017 0003
58.4733 9162 106017 0.103
28.72
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
00
1
1
o
53.71
37594
1
136 Fu Gas
43.537
3.
1
00
STREAM SUMMARY 1 Aa de ebu
Sm Numb Sm me
The M Opn GLOBAL o Var Fo e Ture a 14.7 Pe 31 E VrC mC VaCv kmC mo/C Lud C 18137 V k m3 ud /m3 . F=T 11 iud Sc G VrVs cP idV" 0.5559 c mr/C Va Tha Co l/r/C 0702 Uud ma odv m3v()/h Va lte 62421 Ludlowt m3NTP F Wr m3\r Tol ar Weight 18015 o t mo/h 3515 � Tole 63324 No: AII Lud Ph cuon exlud F Wte T Bv Cmnn HYDROGEN NTEN AMMOIA ARGO WATER C2EHAE o Tol Sm Cmon HYDREN ITREN AMMONA ARGON WATER CL-f2METHANE o
mo/hr k/hr k/hr k/h km/h kmo/h kmol % % % %
% % %
3
3
aEbl
Sm 1
de Eu
GLOBAL
GLOBAL
GOBAL
o
o
o
1.73 1813 12
173 1813 -27
.73 1813 -1028
18.026
18026
18026
9.5
9.5
402 SmVAR
403 SmV
Str2
2 S3
1112 E HE-5
GOBA 1 329 1812 10 189 1.04
GLO 1 32867 1812 31720 182 11207
GLOBAL 1 3. 1812 4762 18.763 1115
GLOBAL
GLA 1
6.3 4
.779
64.641
1.1
11
1
0.714
05714
0.5714
1
1
62421
41822
20.
18015 3515 324
8015 231 42427
8015 1159.9 20897
o o
o
o o
o
19.1
191 -40 12 99294
GOBAL 1 270 2729 133 737 5.2
5.528
828
o
-
198 144 001852
0018535
0013
09144
01
0.9126
0.7
0.01915
072411
014208
162
4
86469 72321
99723 25187 251170
02694 010411 2
o o
-
22612
9.5
1
o
401 SmVar
52778
78774 48 18015 315 324
84
o
o o
o
o
18015 11.9 20897
1801 23.1 42427
o o
o
o
o
o
o
o
o
o
o
723.21 625
6
o
167 68 1449.9 14
o
o
o
o
o
o
o
o o
3515
3515
251
159
11599
2351
15
o
o
o
o
o
o
o
o
o
515
3515
23551
159
1159
2355.1
315
72321 72321
723.21 723.21
0 0 0 0.0 1
00 0.0 0 0 1
0. 0, 0. 0 1
0 0 0 0.00 1
0. 000 0 000 100
0 0 00 00 100
0 000 0 0 1
0 0 00 0
00 000 0. 0
.71 27.2
o
o
o
o
o
o
o
o
o
1
1
1
100
1
1
1
1 1
100 1
1
o
o o
25187
5.7 5
08 o
Fla 8 (F-302)
Horizontal Separator Sizing Resuts Condons Parámet u Flwate Vap late Tal Fwate Tempeatue Pue
Uae m3 m3 m3 c
a
Meia 106.27 2564 26702 22 26202
Proees
Paámet u De Va De Vap Z-act
Uae k/m3 kg/m3
Mea 6088 71552 .0743
Uae
Mea 4 0063999
Dsn . ps
Pame Leth Damete Rat K tat Mímum u Reece Tme Mmum Va Sace Heht Mt Emat D Peue Alwabe Ste Jt Ececv r Awace (A) Weh Pecet Alwace WA) s Pame Maxmum Dlet Sett Velc Actual Va Vec Damete Bae Seaat Seee Itea! Damee Pate Stee eh e Reece Tme Nmal qu Lee Va $ace Heht Atual Plate Thcke Aua Hea Thcke Mmum Shel hcke cu A Mmum Hea Thcke lclu A Axmae Em Weh Of Vee Axmate Fu Weh O Veel Axmate Tal Weh cu WA oz Paámet Ne S Wa Mmm Vectv Actual Vec Maxmum Vec Nma Damee tmae Sc Vecity Vap
m/ec
o
m m a a m
Uae m/ec m/ec m m m m m m m m m m k k k
038 0524 2882.2 505 000375 20 Mea 0.7571 997 .592 524 6096 505 43 038 06827 0524 06753 0.1553 45363 5256 6229
Uae m/ec m/ec m/ec
let 7589 065 2.649 2
m/ec
6409
ce Va Out 8.6529 4 442 0
u O 2961 46277 4.9356 3.5
Fla 2_2 (F-303) Vertical Separator Szng Results Condons Paámet Lqui Fwate Va Flwate Tta wate Temerature Peue
Uiae m3 m3 m3 c
pia
Meia 106.55 19772 10853 23012 19002
p os
Paáme Liqui Deit Vapr De Vapr Z-actr
Uiae k/m3 k/m3
Mea 6083 5993 10343
Uiae m/ec m m m pia ia
Mea 0063999 094 06096 01524 20902 505 0003175 20
Dn ps
Paámet K tat Míimum Diegagig eight Mimum Liui T et Heght Mt Emat Deg Peue Awabe Ste Jit Ececy i Awace (A) Weght Pecet Awace WA R Paámet Maxmum Dpet Sett Vect Acua Va Vecit Diamete Bae Sepaati Seecte Itea! Diamete Pat Stee Leth Sue Tme LL ih Liu Leve L eht LL et eht Diegagig eight Actua Pate Thicke Aua ea hcke Miimum She Thicke cui A Mimum ea hcke cug A Aximate Em Weht Of Vee Appxmate u Weght Of Ve Axmate ta Weht cui WA
m
Uae m/ec m/ec m m m mi m m m m m m m k k k
Meia 019356 00006445 006006 0668 6096 2 39736 0.9038 10668 0084137 0079375 0083575 007794 1570 18484 2518
Nozle Data
Paámet Nze S Wa Mmum Veci Actua Vecit Maxmum Vect Nma Diamete Eate Sc Vect Va
Uae m/ec m/ec m/ec i m/ec
et 29927 47263 49879 3.5
5828
icie Va Out 94547 098498 5758
qu Out 2.9681 46402 49468 35
Fla 27 (F-304) Veical Separator Sizing Results Condons Parámet LQui Flwrate Vap Fwate Ttal Fwrate Temeature reure
Uae m3 m3 m3
os arámetr LQu De Var Detv Var Z-Factr
Uae k/m3 k/m3
Meia 60357 2607 09567
Uiae m/ec m m m ia a
Meia 0063999 0944 06096 0524 9077 505 1 000375 20
e
ia
Meia 1.6 33466 13963 232 44616
p
. ps sIn aámetr K tat Mimum Dea Heht Mímum Qu let Heit Mit Elimat De Peue Alwabe Stre Jit Eciecv ri Awace (A) Weit ecet Awace WA D
Reult
Paámetr Mmum Dret Sett Velct Actual Va Vecit Dameter Bae Searati Seecte tera! Damete Plate Steel Legt Sue Tme T HLL H LQu Leel H Heit HLL T let Heht Dea Het Aual lae Ticke Acual Hea Thcke Mmum Sel Tcke lcu A Mmum Hea Tcke clu A Axmate Em Wet Of Vee rxmate Ful Wet O Veel Axmate Tta Wet cu WA Noz aámetr e STD Wa Mmum Velcv Actua Vecit Maximum Velc mal Dameter Etmate Sl Vecly Va
m
Uae m/ec m/ec m m m m m m m m m m m k k k Uiae
Mea 03324 0010 08877 0668 6096 2 39589 091788 0668 0020638 0020638 0020416 002042 3568 68057 7509
m/ec m/ec m/ec i
et 33976 47223 56627
m/ec
4426
ce Var Out 576 6672 2624
Liu Ou 29792 623 9654 35
Fla 30 (F-305)
Vertical Separator Sizing Results Condions
Paámetos uid Flowrate Vapo owat Tota Fowate Temeate Pss
Unidades m3 m3 m3 c
psia
Medda 105.94 10.375 1163 2298 28616
propees
Pamtos ud Dnsi Vao Densit Vapo Z-Facto
ndades k/m3 k/m3
Mdda 60329 15.634 094212
Undades msec m m m psa psa
Mdda 0063999 0944 06096 01524 314 505 1 0.0035 20
D esin paametes
Paámtos K Constant Mínmm Dsenain Hht Minmum Lid To net Height Mist Eimnato Desgn Pesse Aowab Stss Joint Efficencv Coosion Aowance CA) Wiht Pecnt Aowane {WA
m
Resul
Pametos Maxmm Dot Sttin Voc Acta Vao Veoci Damet Based on Saation Seectd Intna! Diamt - Pat Stee Lenth Se Time To H Hgh Liqid L (HLL Hiht HLL To nt Heht Dsenan Hiht Acta Pat hckness Acta Head hicknss Mínmm She Thicknss ncdin CA Mnmm Head hckness ncdin CA Aoxmate Emt Wght Of Vess Aoxmat F Wiht Of Vsse Aoximat Tota Wht ncdng WA
ndades m/sec m/sec m m m min m m m m m m m k k kg
Medda 0.39237 00032243 0096704 1.0668 6096 2 3950 092606 10668 001428 001428 003965 0.0385 2499 57072 6191.2
Noze Data
Pametos Nozs ST Wa Minimm Veoct Acta Vociv Maximm Vot Nomina Diamet Estatd Son Voty n Vao
Undades msc msc msec in sec
net 3185 50653 51975 3.5
41
Condcones Vao Ot 851 5686 30852 1
Lid Out 29799 4635 466 3.5
HEATEXCHANGERS/CONDENSERS
Prámets Ove Het Tns. C Ae Pe She Numbe Of Shes She Psses Tube Pss Cng Wte Delt Pessue Shesde Delt Pessue Tubesde Clcuted Duty Shesde Secfed Du Shesde Refrent Num be Rernt Pessue Reent Temetue Men Temetue Df Utty Tempetue In Utt Temetue Out Temetue ut Sec
Unddes kc/hm2C m2
HE305 511.6 3586 1
HE-306 4987 104.3 1 1
HE307 498.7 224
HE304 5116 1384 1 1
9794 DÍ
ps kcVh
1
3 22248000
4 11919000
1 26 24142000
3 41486000
Eauioment Nme HE301 HE309 4987 2579 1359 4362 1 1 1 6904 979.4 1 4887800
3445500
HE302 2579 420 1 1 6229 1
HE303 2579 4235 1
HE310 2442 2356 1
308500
1
1
1
1
6272 1
o
3130200
3504800 154 -35
e e
123
292
227.9
5861
390
401
335
270
e e e
7213 25 30 30
3062 25 30 35
2868 25 30 35
2865 25 30 35
60.91
22
AIR COOLERS / AIR CONDENSERS EQuipmen Number Eouimen Name Air Cer Raed Pcess Temerature In Prcess Tempeaure Ou Ar Temeraur n Air Temperaur Ou Ar Flw Rae U fr Tal Area Heat Transfer Area Mean Temperaur Caculaed Duv Caculaed Tube Side Dea P Cacuaed Air Side Dea P Tube Side Fuing Facr Air Side Fuin Facr Tube Passes Fan Diameer Fan Pwer er Fan Number f Fans Fan Efficencv Fan Reducer Eciency
31 HE-308
e e e e
k/hr cal/hm2/C m2 e
kca/hr sa psa hr-m2-C/kcal hrm2C/kca
YES 99.98 40 2502 5795 2706600 14.102 57420 2622 21246000 232318 0029 0.0002 0.0002 4
m hmerc
3 18.56 16 07 092
AIR COOLER / AIR CONDENSER 31 (HE-308) Process Rating ndn (: e de ncude n c) Paae Budle FanBay Paám Temue Pesu V eloitv
H Excha Foung Factor Hea Tnser C. Factor Pue Dro S/Cac To Fud lowrate Va Lqud
4 1 ndad e
ia m/ kah hrm2C/k kcal/hrmC I kg/hr kghr kr
ud e n 28251 26.39 16.93 -53651 0. 77.6
uide O 40 261407 8.2
o
o
248380 2 o
Tus/Bunde Bud/Ba
3 2
Airsde I 2502 1473
Asid O 105.78 14.7
3.63
4 .6
5 0020 3553 2 318
o
276880 270 o
p n n n Pámet Moeua Wegh Var
Undad
L iauld
Va qud Desi
Vao Lud Slc e Va Líqud Thea Cdu Va Luid
Tude n
Tue Ou
Ade
11.65
10.835 17.8
28
o
Arlde Ou
cP
00188
001
C
00131 0138
0.01
o
/m3 kg/m3
4385
71288
118
0.935
o
o
kca/C kal/k/C
07077
0.76 12185
02391
0239
kl/mh/C k/m/h/C
0115
081 03539
00248
0.028
kcahr k/m/h/C
55 29
e
6.5
o
o
cun Hea Ecad Oel Cfcent Coected LMD LMTD Cocn aco Srce Ara U Dela T Cacuaton Me Fan Da T Fa Sd Fa Dameer Acual Ar Rate/Fan Fa Pr/Fa Fan Eficiecv Redur Eciec Tube Thma Cduvi
m2 m m m3/m hp me t rlc
km/hr/C
1 57420 LOGMEAN ORCED 274 3 19467 010 07 092 10
x ets
Ote Diamete de Dameter Tub Pltch ROT.TR Tu Leh Numr o Tub Pass Numr of Tub R Matea Tub
Tub Sde Dmeió Undad 254 cm 1986 cm 3 cm 98 m 4 5 STANLESS SEE 30
Ar Sde Fn Heht Thes Fn Sha Matera
Udades cm cm cm
Dmón 59 2.54 0.016 SRAIG
ALUMNUM
PUMPS/COMPRESSORS/EXPANDERS
Parámeos Die Te Caculaon Te Sages Work Capaciv Cacuated Oet Preure Secied Ouet Pressure Secied Po Cocient Cacuaed Po Coecient Poic Head ntersage Temerae Out Eciency (o ca e) WateFow Fue Flow Eeca Usae ReaWok lsenoic Head
Undades
EQuiment Name C305 C-302 ELECTRC ELECTRC POLROP POLYTROP 1 1 1014000 1014000 2730 1108 2730 1108
hpmec a a
PX-301 ELECTRIC POLYROP 1 1014000 1813 1813
C301 ELECRC POLYTROP 1 1014000 720 720
o
kfm/km
o
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0.431 1207
0.85
0.72
269. 3671
4040 -5499
k
me km/km
1345000275
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C304 ELECTRC POLYTROP 1 1014000 2640 2640
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04116 14533
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072
072
072
0.72
146 1560 3574804503
3660 4981 1207537107
3720 5063 1214891600
3883 5285 1253543008
1
Reactors 2 R-301
Equipment Number Equipment Name Model
EQUILIBRIUM REACTOR EQUILIBRIUM REACTOR Ammonia synthesis Ammonia syntesis ADIABATIC ADIABATIC Produ rate Product rate
Type Reacor Dut Pressure Drop
4 R303
k/r psi
12 R302 EQUIBRIUM REACTOR Amonia syntesis ADIABATIC Produc rate
o
o
o
19
8
24
A.4. PLANTA DE SERVICIOS
SERVICIOS DE PLANTAS OMPLEJO AMONIAO
0. 9 794VF 2 5 31 � APANTANH3 1 \ 088 C 17. 5 kgs DE NH3 PAN (w CL0 EX0 (GEN1) HE0 .
r
;8
SISTEMA REFRGERACION R22
1 ( � ; M-16 9 CP401 HE403
13843000. wa
COGENERACION 25000 K
20
; - 704 l
-� : � ; 705 -TM
39490X0wa
AGUA DE EFRIAMIENO
M AGUA CRUDA
PX802402wa
2005800. wa
STREAM SUMMARY m Nmb m Nme Oon Va F <e Pu Enhal Va D V "id Vaí n uid Dí Jauid So Gr
e -"
lm
kmV
1 tm 1
2 Strm 2
3 S3
4 Stm 4
5 Sm 5
9 A cud N3
Sm 20
2 Sm 21
22 A c H2
GLL 1 39 1811 1889000 7856 46692
GLOBA 1 5 18105 564250 202 33337
GA
GLOBA
GOBA
GOBA
GLOBAL
GLA
6462
6953
l1m
km3 60F sm2 nsm2
VaV° 0000085 id V Vap a n w/ 08362 wl L d• v� lte 83259 m. " S TP l hr@ S)@1970 e F W m31(ST hrl l o Wih 1805 T e 6324 T e e: A LUd P \cult clde F Wer T e WATR CLF2-MTHANE T Tl m mfo WATR F2-MHAN t
63324
% % %
100
11509
1511
7687
71687
GLOBA 0.9794 1088 20 91500 3469 26117 76201 078929 10001 9.3873E06 05143 0032393 214 154 .3059
18015 7162200
8015 7622
80 6324
71622
71622
624
o
o
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21392 63660000
7534
75309
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997.95
01
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0007075
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6324
o
o
o
o
624
63324
7162
7162200
00
100
o
624
23 R d N on
o
o
o
o
25 15 -2257700
25021 50 -27700000
GOBAL
2
25
.35
15 2480
15
23037
75.318
75318
75296
75318
997 01
997 10001
997.1 1.1
997 101
094
0694
0069428
0694
11549
159
11552
11549
507
10966
106
101.54
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8015 1095600
18015 195600
18.015 1050
994180
19560
090
0450
o
o
o
o
994180
0956
095600
10150
24 R22 a
826 457
GOBAL 35 939 1 50826 4158
5.94 69
59469
96E06
9006E6
0008423
084213
61104
1731
86469 22306
86469 62536
19139 -4
o
226 22306
o
6256 62536
00
o
o
o
o
o
o
o
o
100
100
100
100
1
100
100
100
1
1 1
100 00
100
10
00
100
100
STREAM SUMMARY eam Nmbr eam ame
25 25
26 St26
Strm 27
Termo th Oto Va Tmere r Etl Va Va ud
GA 0999 34997 19139 4123 50825 41576
GLOBAL 1 20 1939 677 56186 47338
GOBA 1 89575 300 200 73502 5718
5.948
4 .76
7226
V ao r Di Lui d Dn
e
sia br
k o/ I"
m k am3 k a/m3
60F" '1P id Sifc G" 97997E6 V V nm2 L i n2 000206 w/ v,� al w m Codi m(S@ 17742 Va FJt u
Tl e B Cmt WAR CL-F2MHAN a l Stam on WATER C-F2-MA T
r nr k % % %
o
64766 6466 o
0 10
2 7
0001223
00016671
001191
0018021
17742
17742
86469 6766
869 6466
o
64766 64766 o
100 100
o
64766 64766 o
00 100
28 S 28
St 29
GOBA
GOA
o
o
2 9
3 Stm 30
3 Strm3
72 Aa a lant
Aa a 2 pa
Aa a aa
704
7 A a sc
GLOBAL
GLOBAL
GLA
GOBAL
GOB
o
o
o
o
52.949
52949
GOBAL 017473 33998 20 1323 50982 41698 94915 61951 13869 1224 98499E-06 00294 000824 028 30999 43697
86469 64766
86.9 64766
86.469 64766
125
28 300 14
132390
30
1697
12
1875 2244
2851 12244
00001515
000208
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0994
o
64766 64766 o
100 100
o
6466 64766 o
10
o
o
9
20 125
20 15 -1459000
20 15 -3894700000
25 5 -4716000
20 15 8553000
75.939
75306
75306
75318
75306
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817 10001
9981
10
9987 0
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069404
007047
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1549
11493
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50068
17018
9709
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8015 63324
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18.015 1700200
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63324
500230
64766 64766
63324
o
00
100 100
703
o
o
100
o
500230 00 o
00
1700200 o
1700200 100 o
100
997
19100 o
299200
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100
o
1
o
100
HEATEXCHANGERS/CONDENSERS E
k/sec/m2/K m2
3 HE40
7 H02
19 HE403
085 6492
0.3
05 4215
1
2262
093
1
o
6874
o
o
o
btu/hr
-34390000
2089700
363000
e
737
868
893
2262 psi
e
25
25
e
40 99
30 28
e
20
PUMPS/COMPRESSORSEXPANDERS Equpment Number Equipment Name Drive Type Caclaton Te Stages Work Caact Cacated Oute Pessue Seced Outet Pressue Secied Po Coefcent Cacated Po Coeficent Poroc Head nterstae emeratur Out Eicenc ca te) Wat Fo ue Fo ectrca Usae Rea Work sentoc Head sentoc Effcenc
watts sa sia kf-m/km e
m3STP/h
1 PX01
EX40 (GEN
5 P402
6 CP401
LECTRC POLYTROP 1 7457000 40 40
ENTROPY 1 74570000 20 20
ELECTRIC POLYTROP 1 74500000 50 50
ELECTRC POLYROP 3 745700000 300 300
o
o
o
o
0.2936 8185 2 072 132
4
o
o
05
8
0.9
o
o
k
394.5
watts kfm/km
394910
13843000
005 0121
o
o
2004 2005800 107935 7
