para la obtención de acetona esta solución se encuentra al 88% en fracción molar como materia prima principal.
La temperatura de almacenamiento
oscilará entre 15 a 25°C esto para evitar la vaporización de alcohol. A continuación se muestran las propiedades más relevantes del alcohol isopropílico:
Tabla 2: Información físico- química del alcohol isopropílico PROPIEDADES
VALOR/INFORMACIÓN
FÓRMULA QUIMICA
C3H8O
MASA MOLECULAR
60.1 g/mol
TEMPERATURA DE
537 ºC
AUTOIGNICIÓN ESTADO DE AGREGACION
Liquido
APARIENCIA INCOLORO
Incoloro
PUNTO DE INFLAMABILIDAD
285 K (12 °C)
PUNTO DE FUSIÓN
185 K (-88 °C)
PUNTO DE EBULLICIÓN
355 K (82 °C)
DENSIDAD a 20ºC
0.785 g/cm 3
CALOR ESPECÍFICO PRESION CRÍTICA
0,65 cal/g 47 atm
AGUA: Es un líquido, transparente, incoloro, inodoro e insípido en estado de pureza. Es una sustancia cuya molécula está formada por dos átomos de hidrógeno y uno de oxígeno. PROPIEDADES
VALOR/INFORMACIÓN
FÓRMULA
H2O
MASA MOLECULAR
18 g/mol
PUNTO DE FUSIÓN
0 ºC
PUNTO DE EBULLICIÓN
100 ºC
DENSIDAD
ESTADO SOLIDO
0,92 g/ml
ESTADO LIQUIDO
1 g/ml
TEMPERATURA CRITICA
374 ºC
PRESIÓN CRITICA
217 atm.
CALOR DE FUSIÓN
80 cal/g
CALOR DE VAPORIZACIÓN
540 cal/g
Tabla 3. Información físico- química del agua
Se usará el agua en la planta para el lavado de equipos y para el enfriamientocalentamiento en las diferentes operaciones unitarias en la planta, se deberá tomar precauciones con respecto a la dureza del agua y sus efectos microbiológicos al momento de su circulación por los intercambiadores de calor y calderas generadoras de vapor. El vapor de agua es un servicio muy común en la industria, que se utiliza para proporcionar energía térmica a los procesos de transformación de materiales a productos. Por lo que la eficiencia del sistema para generarlo, la distribución adecuada y el control de su consumo, tendrán un gran impacto en la eficiencia total de la planta. Esta situación se refleja en los costos de producción del vapor y, en consecuencia, en la competitividad y sustentabilidad de la empresa.
CATALIZADOR: Está constituido por mallas finas de una aleación de cobre/Carbon que se sitúan juntas una sobre la otra. En la partida de la planta, el catalizador tiene baja porosidad, por lo que la transferencia de masa es muy baja. Después de unos días de operación, el cobre se vuelve más poroso y alcanza su máxima eficiencia. Posterior a esto, si se detecta una disminución de la conversión, se debe a la contaminación o pérdida de catalizador; sin embargo nótese que la caída de presión en el reactor es muy baja razón por la cual no es muy tomado en cuenta los efectos del catalizador en la reacción química. La contaminación se puede deber a cualquier material que se deposite sobre su superficie, empero no es necesario tomar precauciones ya que la contaminación es prácticamente nula ya que la reacción transcurre en fase gaseosa y solo se alimenta un reactivo. La conversión del alcohol isopropílico en acetona se puede efectuar por deshidrogenación catalítica, los catalizadores son el cobre, “algunas veces con acelerador” y
varios óxidos metálicos y sales metálicas o mezclas de óxidos y sales, las temperaturas de operación que se recomiendan son de 300°C o más altas. 6.3.
Costos
Capacidad de producción Tomando en cuenta las diversas aplicaciones de la acetona y tomando 300 días de funcionamiento por año se determinó que la capacidad de la planta será:
Capacidad = 15953,30 (Tn/año) Reactivos e
Precio
Cantidad
Costo
Insumos
Unitario ($us)
Alcohol
3523 $us/Tn
20606 Tn/año
72602899
0 $us/m3
2000 m3/año
pozo
($us)
Isopropílico Agua TOTAL
72037162
total
6.4. Fuentes de materias primas e insumos Alcohol Isopropílico: La materia prima será obtenida directamente de importadoras de la región de Cochabamba en nuestro caso de la importadora seleccionada es Lussac Ltda. Importaciones y Representaciones.
Agua: El agua será obtenida directamente de pozo. 7. UBICACIÓN Y EMPLAZAMIENTO La localización geográfica de la planta puede tener marcada influencia sobre los resultados de un proyecto industrial. Se debe poner particular énfasis para determinar el lugar de ubicación, y deben considerarse muchos factores diferentes. Primeramente, la planta debe localizarse en el lugar donde se puedan obtener los mínimos costos de producción y distribución, pero otros factores tales como áreas para futura expansión y condiciones generales de vida, también son importantes. Una idea aproximada es que debería obtenerse el lugar de ubicación de la planta antes que un proyecto de diseño llegue a la etapa de estimados detallados y que el lugar exacto de ubicación deberá establecerse después de completar los estimados detallados del diseño. La elección del sitio final deberá primero basarse en un completo análisis de las ventajas y desventajas de varias áreas geográficas y, finalmente, de las ventajas y desventajas del lugar exacto. Los siguientes factores deberán considerarse en la elección del lugar de ubicación de la planta.
Materias primas
Mercados
Disponibilidad de energía
Clima
Facilidades de transporte
Suministro de agua
Disposición de desperdicios
Mano de obra
Impuestos y restricciones legales
Características del lugar
Protección contra incendios e inundaciones
Factores comunitarios.
Los factores que deben ser evaluados en un estudio de localización de una planta indican la necesidad de una vasta información, ya sea cuantitativa (estadística) como cualitativa. Felizmente un gran número de entidades públicas y privadas publican información de este tipo, reduciendo el tiempo necesario para agenciarse de esta información. La planta química puede ubicarse en zonas donde se tenga fácil acceso a las materias primas, el alcohol isopropílico es sintetizado del propileno materia prima que es comercializada por plantas petroquímicas, motivo por el cual se puede ubicar la planta en el oriente o el valle del país o lugares próximos a plantas que sintetizan dicha materia prima. Se emplazará la planta en el Parque Industrial de Santivañez, ya que cumplen con los requisitos detallados arriba, así mismo las condiciones climáticas de Cochabamba son más favorables que las del Oriente, las temperaturas en todo el año fluctúan entre 10 y 30°C a lo largo de todo el año, razón por la cual se podrá conservar adecuadamente las materias evitando evaporizaciones y consumo energético innecesario; así mismo la ubicación en el parque industrial se presenta como una mejor opción de ubicación de la planta ya que no existen problemas por factores comunitarios, sin embargo la facilidad de transporte y caminos se halla un poco restringida, sin embargo con el paso de los años el parque va creciendo y las condiciones van mejorando. El departamento de Cochabamba cuenta con las características deseadas para el emplazamiento de esta planta:
Mercado: Las principales mercado
aplicaciones para la acetona en nuestro
son la Metil metacrilato (MMA), Acido
Metacrílico,
metacrilatos, Bisfenol A, entre otros. Al ser una ciudad central, Cochabamba se convierte en un buen punto de distribución de nuestro producto.
Clima: También los factores ambientales son de estudio a la hora de decidir la ubicación de una planta industrial. Los procesos industriales muy contaminantes producen rechazo en las zonas de vivienda, por lo que deben instalarse lo más lejos posible de los núcleos habitados. Los climas extremos son, también, un factor limitante para la localización
industrial. Las máquinas no funcionan bien, o se estropean antes, en climas muy fríos, muy cálidos, muy secos, o muy húmedos.
Suministros de mano de obra: Este factor tiene un peso importante a la hora de elegir la ubicación de una planta. Debido a las condiciones de urbe de nuestra ciudad, eso no representa un problema.
8. INGENIERIA DEL PROCESO 8.1. Descripción del proceso El proceso diseñado para el proyecto se muestra en la Figura N° 8.1 (diagrama de flujo). Una mezcla azeotrópica de alcohol isopropilico y agua (88 % en IPA), es alimentado al tanque de alimentación (M — 200) a la temperatura de 25°C y 0.9968 atm de presión donde se mezcla con una corriente de reciclo de alcohol isopropilico a 25 °C y 1atm. Esta mezcla se bombea a través de una bomba de alimentación (L — 301) hacia el intercambiador de calor, (E — 300), a la temperatura de operación de 174.9 °C y una presión de salida de 2.44 atm donde se vaporiza la mezcla de alcohol Isopropilico antes que ingrese al reactor. La vaporización se lleva a cabo 350 °C y 2.099 atm. El reactor (R — 400) opera a 10 Kpa en el lecho y 2.00 atm en los tubos, es un reactor de lecho fluidizado de acero inoxidable, se suministra calor al reactor, siendo esta una reacción endotérmica. El efluente del reactor, que contiene acetona, hidrogeno, agua y alcohol isopropilico no reaccionado, pasa a través del intercambiador (E — 300) para enfriar la mezcla de 350 °C a 33.1 °C, para luego enfriarse en el intercambiador de calor llegando a 19.61 °C antes de que ingrese al separador (H — 500). El vapor que sale del separador, es conducido al Absorbedor, una torre de relleno con anillos Rashing que opera a 1.90 atm, (D — 600), la cual le llega una corriente de agua a 15°C y 1.974 atm con la finalidad de recuperar una parte de acetona, luego la corriente liquida obtenido por los fondos del separador (H — 500), se mezcla con la corriente proveniente del absorbedor el cual contiene acetona que ha sido recuperado para luego ser enviado al tren de destilación. Los gases no condensables que salen del Absorbedor por el tope que contiene todo el hidrógeno y en pequeñas cantidades acetona, alcohol Isopropilico y
agua a 32.86 °C y 1.90 atm se envían a una planta externa con la finalidad de recuperarlos. La corriente rica en acetona producto de las corrientes líquida del separador H — 500 y de los fondos del Absorbedor D — 600 se juntan para enviarlos a un tren de columnas de destilación, donde en la primera columna (D - 700) se recupera acetona en una pureza del 99%, y en la corriente de fondo se obtiene alcohol isopropilico no reaccionado y agua, en una mezcla que pasa al Segundo destilador (D - 800), donde se separa hasta el punto azeotropico el alcohol isopropilico del agua.. El alcohol isopropilico recuperado, es reciclado nuevamente al proceso, en el proceso de reciclado se tiene una corriente denominada “purga” que se encarga de desechar el agua del proceso, para
evitar la contaminación del mismo. 8.3. Diagrama del proceso El diagrama del proceso puede apreciarse en el Anexo 1 (Figura 8.1). 8.4. Balance de Masa Datos técnicos previos
Tabla 8.1 Propiedades químicas
2-Propanol Agua Acetona Hidrogeno
Peso Molecular (g/mol)
Temperatura (ºc)
60,1 18,02 58,08 2,016
82,25 100 56,06
Fuente: The Properties of Gases and Liquids, 4ª Ed
Corriente AIP[1]:
n 52 Kmolh m 2862,4072 Kgh
Como el alcohol isopropilico comercial se encuentra al 88%
n 52 Kmolh ×0,88%45,760 Kmolh AIP m, 2749,993 KghAIP n 52 Kmolh ×0,12%6,240 KmolhHO m, 112,4142 Kg hH2O
Corriente AIP+H2O de recirculación [24]:
Para mejorar el proceso se realiza un balance de masa anterior para hallar la masa de recirculación.
n 0,89086 Kmolh m 41,66 Kgh
Como el alcohol isopropilico de recirculacion se encuentra al 68,2%
n 0,89086 Kmolh ×0,682%0,6076 Kmolh AIP m 36,5049 KghAIP n 0,89086 Kmolh ×0,318%0,2833 KmolhHO m 5,0855 Kg hH2O
Corriente AIP mezclado [2]:
ṅ ṅ ṅ ṅ 52,891 ṁ ṁ ṁ ṁ 2904,06 ṁ ṁ ṁ ṁ 2749,993 36,5049 2786,4963 ṁ ṁ ṁ ṁ 112,4142 5,0855 117,5015 Corriente AIP [3]: Es la misma que la corriente [2], solo que a mayor presión
ṅ 52,891 ṁ 2904,06 ṁ 2786,4963 KghAIP ṁ 117,5015 Kg H2O h
Corriente AIP caliente [4]: Es la misma que la corriente [3], solo que a mayor temperatura
ṅ 52,891 ṁ 2904,06 ṁ 2786,4963 KghAIP
ṁ 117,5015 Kg H2O h Corriente entrada al reactor [5]: Es la misma que la corriente [4], solo que a mayor temperatura
ṅ 52,891 ṁ 2904,06 ṁ 2786,4963 KghAIP ṁ 117,5015 Kg H2O h
Corriente salida del reactor R-400 [6]: La reacción que se da en el catalizador es:
C H →CHOH 2propanol→AcetonaHidrogeno . 91, 9 1 Kmol 2propanol reacc. ṅ 46,37 Kmol 2Propanol ∗ h 100Kmol 2propanol ACETONAreacc. 42,61 Kmol ACETONA ∗ 1 Kmol1 Kmol2propanol h 58, 0 8 Kg ACETONA ṁ 42,61 Kmol ACETONA ∗ hKg ACETONA 1Kmol ACETONA 2475,29 h 1 Kmol H Kmol H ṅ 42,61 Kmol ACETONA ∗ 42, 6 1 h 1Kmol ACETONA h 016 KgHH 85,91 KghH ṁ 42,61 Kmolh H × 2,1Kmol m m S
El agua no influye en la reacción, por tanto asumimos que Por tanto:
ṁ 117,5015 Kg H2O h n 6,5224 KmolhH2O Calculo de la cantidad de 2-Propanol no reaccionada:
Kmol Acet o na 1 kmol 2propanol ṅ 46,37 Kmol 2Propanol 42, 6 1 × h h 1 Kmol Acet o na 3,753 Kmol 2propanol h Kg 2propanol Kg 2propanol ṁ 3,753 Kmolh ×60,10 Kmol 225, 5 6 2propanol h Kg 2prop ṁ 2475,29 Kg Aceth o 85,91 KghH 117,5015 Kg H2O 225, 5 6 h h 2904,067 Kgh ṅ 42,61 KmolhAceto 6,5224 KmolhH2O 42,61 Kmolh H 3,753 Kmolh2prop 95,505 Kmolh Calculo del flujo másico y molar total:
Corriente de Productos enfriados [7]: Esta corriente tiene las mismas composiciones y flujos que la corriente [6], solo que está a menor temperatura
ṁ 2904,067 Kgh ṅ 95,505 Kmolh ṅ 42,61 Kmol Aceth ona ṁ 2475,29 Kg Aceth ona ṅ 42,61 Kmolh H ṁ 85,91 KghH
ṁ 117,5015 Kg hH2O n 6,5224 KmolhH2O ̇m 225,56 n 3,753 Corriente de Productos enfriados [8]: Esta corriente tiene las mismas composiciones y flujos que la corriente [7], solo que está a menor temperatura
ṁ 2904,067 Kgh ṅ 95,505 Kmolh ṁ 2475, ̇29 Kg Aceth ona n 42,61 Kmol Aceth ona ṁ 85,91 KghH ̇ n 42,61 Kmolh H ṁ 117,5015 Kg hH2O n 6,5224 KmolhH2O ̇m 225,56 n 3,753 Corriente de cabeza H-500 [9]: Se considerará que todo el hidrogeno se destila, con una impureza de 13,11% en acetona, 0,38% en 2propanol y 0,79% en agua. PvapACETONA = 5,84 mmHg (0ºC) PvapH2O= 5,87 mmHg (0ºC) T= 19,61 ºC PT=1,510 atm =1168,16 mmHg Para 2-propanol
P15,84∗0,865,02
Y 1168,5,8416 4,989×10− Para H2O
P15,5,889∗0, 8 65, 0 7 Y 1168,916 5,05×10− ṁ 2475,1053 Kg Aceth ona ∗0,1528378,3575 Kg Aceth ona 1 Kmol ACETONA ṅ 378,3575 Kg ACETONA ∗ h 58, 0 8Kg ACETONA 6,5144 Kmol ACETONA h ṁ 225,5607 Kg Aceth ona ∗0,049811,2306 Kg 2Propanol h 1 Kmol 2propanol ṅ 11,2306 Kg 2propanol ∗ h 60, 1 0Kg 2propanol 0,1869 Kmol 2propanol h ṁ 117,5015 Kg hH2O ∗0,06017,0665 Kg hH2O 1 Kmol H2O Kmol H2O ṅ 7,0665 Kg H2O ∗ 0, 3 923 h 18,02Kg H2O h ṁ 85,9102 KghH ∗0,999285,8486 KghH H Kmol H ṅ 85,8486 KghH ∗ 2,10Kmol 42, 5 836 16 Kg H h ṁ 482,5032 Kgh
ṅ 49,6772 Kmolh Corriente de H2O que entra al absorvedor D-600 [10]:
C 1147,3306 mmHg 3,4775 LbLbacetHoOna 02 KgHHOO ∗ 58,1 Kmol acet o na C3,4775 KgKgacetHoOna ∗ 18,1 Kmol 0 8 Kg acet o na 1,078 KmolKmolacetHoOna 5 Kmol acetslnona ∗ 1,071 Kmol Kmol acetHOona n 52,00 Kmolh sln ∗ 11,1100Kmol 5,196 KmolhH2O m 5,196 ∗ , 93,6785 Corriente de salida del hidrogeno [11]:
ṁ 378,3575 Kg Aceth ona ∗0,7166271,1251 Kg Aceth ona 1 Kmol ACETONA ṅ 271,1251 Kg ACETONA ∗ h 58, 0 8Kg ACETONA 4,6681 Kmol ACETONA h Kg 2Propanol ṁ 11,2306 Kg 2Propanol ∗0, 2 9263, 2 861 h h 1 Kmol 2propanol ṅ 3,2861 Kg 2propanol ∗ h 60, 1 0Kg 2propanol 0,0547 Kmol 2propanol h
ṁ 7,066593,6785 Kg hH2O ∗0,215521,7119 1 Kmol H2O Kmol H2O ṅ 21,7119 Kg H2O ∗ 1, 2 052 h 18,02Kg H2O h ṁ 85,8486 KghH ∗0,999985,8466 KghH H Kmol H ṅ 85,8466 KghH ∗ 2,10Kmol 42, 5 827 16 Kg H h ṁ 381,96979 Kgh ṅ 48,51067 Kmolh Corriente de recuperación de acetona (fondo) [12]:
ṁ 378,3575271,1251107,2323 Kg Aceth ona 1 Kmol ACETONA ṅ 107,2323 Kg ACETONA ∗ h 58, 0 8Kg ACETONA 1,8463 Kmol ACETONA h ṁ 11,23063,28617,9445 Kg 2Propanol h 1 Kmol 2propanol ṅ 7,9445 Kg 2propanol ∗ h 60, 1 0Kg 2propanol 0,1322 Kmol 2propanol h ṁ 7,066593,6785 21,711979,0330 Kg hH2O
1 Kmol H2O Kmol H2O ṅ 79,0339 Kg H2O ∗ 4, 3 870 h 18,02Kg H2O h ṁ 85,848685,84660,0020KghH H Kmol H ṅ 0,0020 KghH ∗ 2,10Kmol 0, 0 010 16 Kg H h ṁ 194,2119 Kgh ṅ 6,36652 Kmolh Corriente de fondo del separador H-500 [13]:
ṁ 2475,1053378,35752096,7479 Kg Aceth ona 1 Kmol ACETONA ṅ 2096,7479 Kg ACETONA ∗ h 58, 0 8Kg ACETONA 30,1010 Kmol ACETONA h ṁ 225,560711,2306214,3301 Kg 2Propanol h 1 Kmol 2propanol ṅ 214,3301 Kg 2propanol ∗ h 60, 1 0Kg 2propanol 3,5665 Kmol 2propanol h ṁ 117,50157,0665110,4350 Kg hH2O
H2O Kmol H2O ṅ 110,4350 Kg hH2O ∗ 18,1 Kmol 6, 1 301 02Kg H2O h ṁ 85,910385,84860,0617KghH H Kmol H ṅ 0,0617 KghH ∗ 2,10Kmol 0, 0 306 16 Kg H h ṁ 2421,5746 Kgh ṅ 45,8282 Kmolh Corriente de entrada al destilador D-700 [14]:
ṁ 2096,7479107,23232203,9802 Kg Aceth ona 1 Kmol ACETONA ṅ 2203,9802 Kg ACETONA ∗ h 58, 0 8Kg ACETONA 37,9473 Kmol ACETONA h ṁ 214,33017,9445222,275 Kg 2Propanol h 1 Kmol 2propanol ṅ 222,275 Kg 2propanol ∗ h 60, 1 0Kg 2propanol 3,6987 Kmol 2propanol h ṁ 110,435079,0330189,4681 Kg H2O h ṅ 189,4681 Kg hH2O ∗ 1 Kmol H2O 10,5172 KmolhH2O
ṁ 0,06170,00200,0637 KghH H Kmol H ṅ 0,0637 KghH ∗ 2,10Kmol 0, 0 316 16 Kg H h ṁ 2615,7865 Kgh ṅ 52,1947 Kmolh ṁ 2203,9802∗0,99992203,8999 Kg Aceth ona 1 Kmol ACETONA ṅ 2203,8999 Kg ACETONA ∗ h 58, 0 8Kg ACETONA 37,9451 Kmol ACETONA h ṁ 222,275∗0,00340,7411 Kg 2Propanol h 1 Kmol 2propanol ṅ 0,7411 Kg 2propanol ∗ h 60, 1 0Kg 2propanol 0,0123 Kmol 2propanol h ṁ 189,4681∗0,03236,1113 Kg H2O h H2O Kmol H2O ṅ 6,1113 Kg hH2O ∗ 18,1 Kmol 0, 3 392 02Kg H2O h ṁ 0,0637∗10,0637 KghH Corriente de salida de ACETONA GASEOSA [15]:
H Kmol H ṅ 0,0637 KghH ∗ 2,10Kmol 0, 0 316 16 Kg H h ṁ 2210,81591 Kgh ṅ 38,32909 Kmolh Corriente acetona gaseosa enfriada [16]: Esta corriente tiene la misma composición que la corriente [15] solo que esta a menor temperatura (T=25ºC)
ṁ 2203,8999 Kg Aceth ona ṅ 37,9451 Kmol ACETONA h ṁ 0,7411 Kg 2Propanol h ṅ 0,0123 Kmol 2propanol h ṁ 6,1113 Kg H2O h ṅ 0,3392 KmolhH2O ṁ 0,0637 KghH
ṅ 0,0316 Kmolh H ṁ 2210,81591 Kgh ṅ 38,32909 Kmolh Corriente de salida de gases del separador H-702 [17]:
ṅ 37,9451∗3,294×10− 0,0125 Kmol ACETONA h 58, 0 8 Kg Acet o na ṁ 0,0125 Kmol ACETONA ∗ 0, 7 243 h 1 h ṅ 0, 0 123∗00 Kmol 2propanol h 60, 1 0 Kg 2Propanol ṁ 0 Kmol 2propanol ∗ 0 h 1 h ṅ 0,3392∗2,946×10− 0.0001 KmolhH2O ṁ 0.0001 KmolhH2O ∗ 1 18,08 2 0,0013 Kg H2O h ṅ 0,0316∗0,76890,0248 Kmolh H 016 0.049 KghH ṁ 0,0248 Kmolh H ∗ 2,1 ṁ 0,7756 Kgh
ṅ 0,03731 Kmolh Corriente de ACETONA LIQUIDA [18]:
ṁ 2203,89990,72432203,1756Kg Aceth ona ṅ 37,9335 Kmol ACETONA h ṁ 0,7411007411 Kg 2Propanol h ṅ 0,0123 Kmol 2propanol h ṁ =6,11130,00136,1100 Kg H2O h ṅ 0,3392 KmolhH2O ṁ 0,06370.0490,0138 KghH ṅ 0,0068 Kmolh H ṁ 2210,0403 Kgh ṅ 38,2917 Kmolh Corriente de fondo fondo del destilador destilador D-700 y entrada al D-800 [19]:
ṁ 2203,98022203,89990,083 Kg Aceth ona
1 Kmol ACETONA ṅ 0,0083 Kg ACETONA ∗ h 58, 0 8Kg ACETONA 0,0014 Kmol ACETONA h ṁ 222,2750,7411221,5335 Kg 2Propanol h 1 Kmol 2propanol ṅ 221,5335 Kg 2propanol ∗ h 60, 1 0Kg 2propanol 3,6863 Kmol 2propanol h ṁ 189,46816,1113183,3568 Kg hH2O 1 Kmol H2O Kmol H2O ṅ 183,3568 Kg H2O ∗ 10, 1 779 h 18,02Kg H2O h ṁ 0,06370,06370 KghH ṅ 0 Kmolh H ṁ 404,9706 Kgh ṅ 13,8656 Kmolh Corriente de fondo del destilador D-800 [20]:
ṁ 0,083∗0,098790,0082 Kg Aceth ona 1 Kmol ACETONA ṅ 0,0082 Kg ACETONA ∗ h 58,08Kg ACETONA
0,0001 Kmol ACETONA h ṁ 221,5335∗0,8335184,6599 Kg 2Propanol h 1 Kmol 2propanol ṅ 184,6599 Kg 2propanol ∗ h 60, 1 0Kg 2propanol 3,0727 Kmol 2propanol h ṁ 183,3568∗0,9719178,2199 Kg hH2O H2O Kmol H2O ṅ 178,2199 Kg hH2O ∗ 18,1 Kmol 9, 8 9, 2 8 02Kg H2O h ṁ 0 KghH ṅ 0 Kmolh H ṁ 362,887 Kgh ṅ 12,96570 Kmolh Corriente gaseosa del destilador D-800 [21]:
ṁ 0,0830,0080,0722 Kg Aceth ona 1 Kmol ACETONA ṅ 0,0722 Kg ACETONA ∗ h 58, 0 8Kg ACETONA 0,001 Kmol ACETONA h
ṁ 221,5335184,659936,8736 Kg 2Propanol h 1 Kmol 2propanol ṅ 36,8736 Kg 2propanol ∗ h 60, 1 0Kg 2propanol 0,6135 Kmol 2propanol h ṁ 183,3568178,21995,1368 Kg H2O h 1 Kmol H2O Kmol H2O ṅ 5,1368 Kg H2O ∗ 0, 2 851 h 18,02Kg H2O h ṁ 0 KghH ṅ 0 Kmolh H ṁ 42,08265 Kgh ṅ 0,8999 Kmolh Corriente de PURGA [22]: Esta corriente está diseñada para evitar acumulaciones, según norma se elimina el 1%, usando esta relación obtenemos:
ṁ 0,0722∗0.010,0007 Kg Aceth ona 1 Kmol ACETONA ṅ 0,0007 Kg ACETONA ∗ h 58,08Kg ACETONA
0 Kmol ACETONA h ṁ 36,8736∗0,010,3687 Kg 2Propanol h 1 Kmol 2propanol ṅ 0,368736 Kg 2propanol ∗ h 60, 1 0Kg 2propanol 0,0061 Kmol 2propanol h ṁ 5,1368∗0,010,0513 Kg hH2O H2O Kmol H2O ṅ 0,513 Kg hH2O ∗ 18,1 Kmol 0, 0 029 02Kg H2O h ṁ 0 KghH ṅ 0 Kmolh H ṁ 0,4208 Kgh ṅ 0,0089 Kmolh n 0,89086 Kmolh m 41,66 Kgh Corriente AIP+H2O de recirculacion [23]:
Como el alcohol isopropilico de recirculación se encuentra al 68,2%
n 0,89086 Kmolh ×0,682%0,6076 Kmolh AIP m 36,5049 KghAIP n 0,89086 Kmolh ×0,318%0,2833 KmolhHO
m 5,0855 Kg H2O h Corriente H2O de entrada de agua de enfriamiento al intercambiador de calor E-501 [25]:
ṁ 3603 Kgh ṅ 200 Kmolh
Corriente H2O de salida de agua de enfriamiento del intercabiador de calor E-501 [26]:
ṁ 3603 Kgh ṅ 200 Kmolh
Corriente H2O para el caldero [27]:
ṁ 950,3194 Kgh ṅ 52,5619 Kmolh
Corriente combustible para el caldero [28]:
649.3 / 25℃ í,℃ 20.03 /
P= 2.71 atm = 2.74 kg/cm 2 (vapor saturado), Asumimos del 100%:
,
y una eficiencia de la caldera
39
Kcal Kcal 1 Kg comb 950,3194 Kg Agua x(649. 3 20. 0 3 )( h Kg Kg 10150.7 Kcal) kg m, ̇ 58,913 ḣ combustble usado
Por norma se conoce la composición del combustible nº6, calculamos la composición del flujo de combustible:
ṁ, 58,913∗0.87 51,25 Kgh C ṁ, 58,913∗0.099 5,8323 Kgh H ṁ, 58,913∗0.0171,001 Kgh O ̇, 58,913∗0.0060,3534 ℎ ̇, 58,913∗0.0070,4129 ℎ Ahora calculamos los flujos molares de cada componente y el flujo molar total:
4,2708 ℎ ̇, 51,25 ℎ ∗ 112 ̇, 5,8323 ℎ ∗ 11 5,8323 ℎ 0.03128 ℎ ̇, 1001 ℎ ∗ 132 0.1262 ℎ ̇, 0,3534 ℎ ∗ 128 0.0128 ℎ ̇, 0,4129 ℎ ∗ 132 40
Por lo tanto el flujo molar total de combustible:
, ̇ 10,1598 ℎ
A ir e suminis trado al caldero [29]:
El aire entra con un 10% de exceso, 20ºC y 90% humedad relativa; primero calcularemos la cantidad de oxigeno necesitado:
→ 2 12 → → 4,2708 ℎ 4,2708 ℎ ∗ 11 5 1,4580 ℎ 5,8323 ℎ ∗ 0.2 0.128 ℎ 0,0128 ℎ ∗ 11 ̇ 4,27081,45800,1286.3548 ℎ ∗ 100110 6, 9 90 ℎ ∗ 17.53 17.53 ∗0.9 15.78 71015.78694.22 1 5∗100 62.4∗293. 2634.98 694. 2 2 9 8 15.62.78∗2634. 4∗293.15 2.27 100 ̇ 6,990 ℎ ∗ 1002.2127 ℎú. 34,04 ℎ ℎú Con la temperatura y la humedad del aire, de tablas,
Asumiendo una presión atmosférica de 710 torr:
Para 100 moles de aire seco (79 moles de N 2 y 21 moles de O 2):
Con el anterior dato podemos hallar el valor de moles totales de aire húmedo:
Calculamos su composición:
41
, ̇ 34,04 ℎ ℎú ∗ 100 21ℎú 0,3404 ℎ , ̇ 34.04 ℎ ℎú ∗ 10079ℎú 26,8916 ℎ , ̇ 34,04 ℎ ℎú ∗ 1002.27 ℎú 0,7727 ℎ , ̇ 0,3404 ℎ ∗ 132 10,8928 ℎ , ̇ 26,8916 ℎ ∗ 128 752,9648 ℎ , ̇ 0,7727 ℎ ∗ 118 13,9086 ℎ ̇ 10,8928752,964813,9086777,766 ℎ
Calculamos sus flujos másicos:
Finalmente calculamos el flujo másico total:
C orriente de g as es de combustión calientes [30]:
Calculamos la masa de los gases de combustión obtenidos en el proceso de combustión:
4,2708 ∗ 4, 2 708 5,8323 ∗ 2, 9 161 0.0128 ∗ 0.0128 26,8916 0,7727 0,3404 0,03128
Del aire (5) quedan como residuos:
Del combustible quedan como residuos:
42
0.01262
Ahora sumamos el número total de moles para cada componente obteniendo:
̇, 0,3716 ℎ ̇, 26,9042 ℎ ̇, 4,2708 ℎ ̇, 0.0128 ℎ ̇, 3,6888 ℎ , ̇ 0,3716 ℎ ∗ 132 11,8912 ℎ , ̇ 26,9042 ℎ ∗ 128 753,3176 ℎ , ̇ 4,2708 ℎ ∗ 144 187,9152 ℎ , ̇ 0.0128 ℎ ∗ 144 0,5632 ℎ , ̇ 3,6888 ℎ ∗ 118 66,3984 ℎ
Ahora obtendremos los flujos másicos:
Por lo tanto el flujo másico total para esa corriente será:
̇ 1011,0856 ℎ ̇ 35,2474 ℎ
C orriente de g as es de combustión fríos [31]:
43
Tienen la misma composición que los gases de combustión calientes, solo que estos se encuentran a menor temperatura (se considera que la caldera opera de manera adiabática):
̇ 1011,0856 ℎ ̇ 35,2474 ℎ
8.5. BALANCE DE ENERGIA
Tabla 8.2 Propiedades termodinámicas COMPUESTO
A
B
C
D
2-PROPANOL
7,74752
4,5003E-2
1,5304E-5
-2,2124E-8
ACETONA
1,5053
6,2209E-2
2,9934E-5
4,8689E-9
AGUA
7.701
4.595E-4
2.521E-6
-0.859E-9
-32992E-6
1,8263E-9
HIDROGENO
6,4837
2,215E-3
Cp A B ∗TC ∗T D ∗T
Fuente: The Properties of Gases and Liquids, 4ª Ed
(Kcal/Kmol-ºk)
La tabla 8.2 es solamente para gases, para las capacidades caloríficas de los líquidos, se empleó las tablas A.11 de Ocon Tojo, así como la base de datos del simulador HYSYS.
Corriente AIP[1]: La corriente se encuentra a T1 = 25°C (líquido) Composición de la corriente:
45,760 2749,993 Cp− 0,665 ° 2,7830 ° 2-propanol
=
44
112,4142 6, 2 40 CpGU 1 ° 4,185 ° Cp 45,52760 ∗2,7830 6,52240 ∗4,1852,9512 KgKJ°C ΔH 0 Kcalh
Agua
Corriente AIP mezclado [2]: La corriente se encuentra a T2 = 25°C (líquido)
ṅ 52,891 ṁ 2904,06 46,3674 2786,4963 Cp− 0,665 ° 2,7830 ° 6, 5224 117,5015 CpGU 1 ° 4,185 ° 0,0701 0,00124 Cp 0,531 ° 2,2222 ° KJ Cp 46,52,38674910 ∗2,7830 52,6,58224910 ∗4,185 0,52,00124 ∗2, 2 2222, 9 548 8 910 Kg °C ΔH 0 Kcalh
Composición de la corriente: 2-propanol
Agua
Acetona
Corriente AIP [3]: La corriente se encuentra a T3 = 25,10°C (líquido)
45
ṅ 52,891 ṁ 2904,06 46,3674 Cp− 0,665665 ° 2,7830 7830 ° 6, 5224 CpGU 1 ° 4,185 ° 0,00124 Cp 0,531 ° 2,2222 2222 ° KJ Cp 46,52,38674910 ∗2,783 52,6,58224910 ∗4,185 0,52,00124 ∗2, 2 222, 9 55 8910 Kg °C ΔH 29,0406∗2,955∗ 25,1025 8,5815 KJh
Composición de la corriente: 2-propanol
Agua
Acetona
Corriente AIP caliente [4]: La corriente se encuentra a T4 =200°C (Vapor)
ṅ 52,891 ṁ 2904,06 46,3674 Cp− 30,30,1166166 ° 126, 126,0379379 ° 6,5224 CpGU 8,3923 ° 35,1217 ° 0,00124
Composición de la corriente: 2-propanol
Agua
Acetona
46
Cp 64,9219 ° 271,6981 ° KJ Cp 46,52,38674910 ∗126,0379 52,6,58224910 ∗35,1217 0,52,00124 ∗271, 6 98114, 7 916 8910 Kg °C ΔH 2904,06∗114,7916∗ 20025 5,8338×10 KJh Corriente entrada al reactor [5]: La corriente se encuentra a T5 =350 °C (Vapor)
ṅ 52,891 ṁ 2904,06 46,3674 Cp− 30,30,1166166 ° 126, 126,0379379 ° 6,5224 CpGU 8,3923 ° 35,1217 ° 0,00124 Cp 64,9219 ° 271,6981 ° KJ Cp 46,52,38674910 ∗126,0379 52,6,58224910 ∗35,1217 0,52,00124 ∗271, 6 98114, 7 916 8910 Kg °C ΔH 2904,06∗114,7916∗ 35025 1,0834×10 KJh
Composición de la corriente: 2-propanol
Agua
Acetona
Corriente salida del reactor R-400 [6]: La corriente se encuentra a T6 =350°C (Vapor)
ṅ 95,505
ṁ 2904,067 47
Composición de la corriente:
3,753 Cp− 30,30,1166166 ° 126, 126,0379379 ° 6,5224 CpGU 8,3923 ° 35,1217 ° 42,61 Cp 64,9219 ° 271,6981 ° 42,61 Cp 6,9333 KgKcal°C 29,0150 KgKJ°C Cp 95,3,755305 ∗126,0379 6,95,5224505 ∗35,1217 95,42,56051 ∗271,698 95,42,56051 ∗29,0150 100,9226 KgKJ°C ΔH 2904,06∗100,9226∗ 226∗ 35025 35025 9,5253×10 KJh 2-propanol
Agua
Acetona
Hidrogeno
Corriente de Productos enfriados [7]: La corriente se encuentra a T7 =33.01°C
ṁ 2904,067 ṅ 95,505 3,753 Cp− 0,690690 ° 2,88765 °
Composición de la corriente: 2-propanol
48
6,5224 CpGU 1,05 ° 4,3942 ° 42,61 Cp 0,535 ° 2.2389 ° 42,61 Cp 3,45 KgKcal°C 14,4382 KgKJ°C Cp 95,3,755305 ∗2,8876 6,95,5224505 ∗4,3942 95,42,56051 ∗2,2389 95,42,56051 ∗14,4382 7,8537 KgKJ°C ΔH 2904,06∗ 7,8537 ∗ 33,0125 1,8269×10 KJh
Agua
Acetona
Hidrogeno
Corriente de Productos enfriados [8]: La corriente se encuentra a T8 =19,61°C Composición de la corriente:
ṁ 2904,067 Kgh ṅ 95,505 Kmolh 3,753 Cp− 0,649 ° 2,7160 ° 6,5224 CpGU 1,011 ° 4,2310 °
2-propanol
Agua
49
42,61 Cp 0,578 ° 2.4189 ° 42,61 Cp 3,348 KgKcal°C 14,0119 KgKJ°C Cp 95,3,755305 ∗2,7160 6,95,5224505 ∗4,2310 95,42,56051 ∗2,4189 95,42,56051 ∗14,0119 7,7262 KgKJ°C
Acetona
*Hidrogeno
Nota: Los compuestos marcados de aquí en adelante (*) se encuentran en
fase gaseosa, y por lo tanto, los Cp fueron calculados usando la tabla de coeficientes, mientras que los demás se encuentran en estado líquido y sus propiedades fueron extraídas de la tabla A.11 Ocon Tojo.
ΔH 2904,06∗ 7,7262 ∗ 19,6125 1,2094×10 KJh Corriente de cabeza D- [9]: La corriente se encuentra a T9 =19,61°C
Composición de la corriente:
ṁ 482,5032 Kgh ṅ 49,6772 Kmolh
0,1869 Cp− 0,649 ° 2,7160 °
2-propanol
50
0,3923 CpGU 1,011 ° 4,2310 ° 6,5144 Cp 0,578 ° 2.4189 ° 42,5836 Cp 3,348 KgKcal°C 14,0119 KgKJ°C Cp 49,0,16869772 ∗2,8876 49,0,36923772 ∗4,3942 49,6,56144772 ∗2,2389 42,49,56836772 ∗14,4382 12,7157 KgKJ°C ΔH 482,5032∗ 12,7157 ∗ 19,6125 3,3068×10 KJh Agua
Acetona
*Hidrogeno
Corriente de H2O que entra al absorvedor D-600 [10]: La corriente se encuentra a T10 =15 °C
n 5,196 KmolhH2O m 93,6785 Kg hHO CpGU 1 KgKcal°C 4,185 KgKJ°C ΔH 0 KJh 51
Corriente de salida del hidrogeno [11]: La corriente se encuentra a T11 =32,86 °C
Composición de la corriente:
ṁ 381,96979 Kgh ṅ 48,51067 Kmolh
0,0547 Cp− 0,687687 ° 2,8751 °
2-propanol
1,2052 CpGU 1,010 ° 4,2286 2286 ° 4,6681 Cp 0,535 ° 2.2389 ° 42,5827 Cp 3,450 KgKcal°C 14,4382 KgKJ°C
Agua
Acetona
*Hidrogeno
52
827 Cp 48,0,055471067 ∗2,8876 48,1,250521067 ∗4,3942 48,4,656811067 ∗2,2389 48,42,551067 ∗14,438213,0014 KgKJ°C ΔH 381,96979∗13,0014∗ 32,8625 3,9033×10 KJh Corriente de recuperación de acetona (fondo) [12]: La corriente se encuentra a T12 =26,80 °C
Composición de la corriente:
ṁ 194,2119 Kgh ṅ 6,36652 Kmolh
0,1322 Cp− 0,688688 ° 2,7955 °
2-propanol
4,3870 CpGU 1,011 ° 4,1891 1891 ° 1,8463 Cp 0,530 ° 2.2180 ° 0,0010
Agua
Acetona
*Hidrogeno
53
Cp 3,450 KgKcal°C 14,4382 KgKJ°C 322 ∗2,7955 6,4,336652 870 ∗4,1891 6,1,386652 463 ∗2,2180 6,0,306652 010 ∗14,4382 Cp 6,0,316652 3,5900 KgKJ°C ΔH 194,2119∗3,5900∗ 900∗ 26,8025 025 1,254×10 KJh Corriente de salida del separador H-500 [13]: La corriente se encuentra a T13 =19,61 °C
Composición de la corriente:
ṁ 2421,5746 Kgh ṅ 45,8282 Kmolh
3,5665 Cp− 0,649649 ° 2,7160 ° 6,1301 CpGU 1,011 ° 4,2310 2310 ° 30,1010 Cp 0,578 ° 2.4189 ° 0,0306
2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
54
Cp 3,348 KgKcal°C 14,0119 KgKJ°C Cp 45,3.58665282 ∗2,7955 45,6,18301282 ∗4,1891 30,45,18010282 ∗2,2180 45,0,08306282 ∗14,4382 2,2442 KgKJ°C ΔH 2421,5746∗2,2442∗19,61252,9291×10 KJh Corriente de entrada al destilador [14]: La corriente se encuentra a T14 =20,29 °C
Composición de la corriente:
ṁ 2615,7865 Kgh ṅ 52,1947 Kmolh
3,6987 Cp− 0,649 ° 2,7160 ° 10,5172 CpGU 1,011 ° 4,2310 ° 37,9473 Cp 0,578 ° 2.4189 ° 0,0316
2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
55
Cp 3,348 KgKcal°C 14,0119 KgKJ°C Cp 52,3.61987947 ∗2,7955 10,52,51172947 ∗4,1891 37,52,91473947 ∗2,2180 52,0,01316947 ∗14,4382 2,6634 KgKJ°C ΔH 2615,7865∗2,6634∗20,29253,2814×10 KJh Corriente de salida de ACETONA [15]: La corriente se encuentra a T15 =56,10 °C
Composición de la corriente:
ṁ 2210,81591 Kgh ṅ 38,32909 Kmolh
0,0123 Cp− 10,3164 ° 43,1742 ° 0,3392 CpGU 7,7356 ° 32,3736 ° 37,9451 Cp 0,0881 ° 0,3686 ° 0,0316 6,5979 ° 27,6122 °
2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
56
123 ∗43,1742 38,0,332909 392 ∗32,3736 38,37,392909 451 ∗0,3686 38,0,302909 316 38,0,302909 ∗27,61220,0420 ° 2210,81591∗0,0420∗ 56,1025 2,8877×10 ℎ Corriente de acetona gaseosa enfriada [16]: La corriente se encuentra a T16 =25 °C
Composición de la corriente:
ṁ 2210,81591 Kgh ṅ 38,32909 Kmolh
0,0123 Cp− 0,662 ° 2,60307 ° 0,3392 CpGU 1 ° 4,185 ° 37,9451 Cp 0,530 ° 2,2181 ° 0,0316 6,5979 ° 27,6122 °
2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
57
392 ∗4,185 38,37,392909 451 ∗2,2181 38,0,033162909 38,0,031232909 ∗2,60307 38,0,332909 ∗27,61222,2463 ° 2210,81591∗2,2463∗ 2525 0 ℎ Corriente de salida de gases del separador H-702 [17]: La corriente se encuentra a T17 =25 °C
Composición de la corriente:
ṁ 0,7756 Kgh ṅ 0,03731 Kmolh
0 Cp− 0,662 ° 2,6032 ° 0.0001 CpGU 1 ° 4,185 ° 0,0125 Cp 0,530 ° 2,2180 ° 0,0248 6,5970 ° 27,6122 °
2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
58
0 ∗2,60307 0,0,003731 001 ∗4,185 0,0,003731 125 ∗2,2181 0,0,003731 248 ∗27,6122 0,03731 19,1081 ° 0,7756∗19,1081∗ 2525 0 ℎ Cor riente de ACETONA LIQUIDA…….. [18]: La corriente se encuentra a T18 =25 °C
Composición de la corriente:
ṁ 2210,0403 Kgh ṅ 38,2917 Kmolh
0,0123 Cp− 0,662 ° 2,6032 ° 0,3392 CpGU 1 ° 4,185 ° 37,9335 Cp 0,530 ° 2,2180 ° 0,0068 6,5970 ° 27,6122 °
2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
59
38,0,02123917 ∗2,60307 38,0,32392917 ∗4,185 37,38,92335917 ∗2,2181 38,0,02068917 ∗27,6122 2,2401 ° 2210,0403∗2,2401∗ 2525 0 ℎ Corriente de fondo del destilador D-700 y entrada al D-800 [19]: La corriente se encuentra a T16 =81,70 °C
Composición de la corriente:
̇ 404,9706 ℎ ̇ 13,8656 ℎ
3,6863 − 0,8390 ° 3,5112 ° 10,1779 1,050 ° 4,3942 ° 0,0014 0,575 ° 2,4063 ° 0 3,480 ° 14,5638 °
2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
60
13,3,68863656 ∗3,5112 10,13,18779656 ∗4,3942 13,0,08014656 ∗2,4063 13,80656 ∗14,5638 4,1591 ° 404,9706∗4,1591∗81,70259,5500×10 ℎ Corriente de fondo del destilador D- 800 [20]: La corriente se encuentra a T17 =81,69 °C
Composición de la corriente:
̇ 362,887 ℎ ̇ 12,96570 ℎ
3,0727 − 0,8390 ° 3,5112 ° 9,8928 1,050 ° 4,3942 ° 0,0001 0,575 ° 2,4063 ° 0 3,480 ° 14,5638 ° 727 ∗3,5112 12,9,986570 928 ∗4,3942 12,0,090016570 ∗2,4063 12,906570 12,3,906570 ∗14,56384,1848 °
2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
61
362,887∗4,1848∗ 81,6925 8,6089×10 ℎ Corriente de cabeza D- 800 [21]: La corriente se encuentra a T18 =79,79 °C
Composición de la corriente:
̇ 42,08265 ℎ ̇ 0,8999 ℎ
0,6135 − 0,830 ° 3,4735 ° 0,2851 1,080 ° 4,5198 ° 0,001 0,557 ° 2,3310 ° 0 3,485 ° 14,5847 ° 0,0,68135999 ∗3,4735 0,0,28851999 ∗4,5198 0,0,8099901 ∗2,3310 0,80999 ∗14,5847 6,3902 ° 42,08265∗6,3902∗ 79,7925 1,4733×10 ℎ
2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
62
Corriente de PURGA [22]: La corriente se encuentra a T19 =79,79 °C
Composición de la corriente:
̇ 0,4208 ℎ ̇ 0,0089 ℎ
0,0061 − 0,830 ° 3,4735 ° 0,0029 1,080 ° 4,5198 ° 0 0,557 ° 2,3310 ° 0 3,485 ° 14,5847 ° 0,0,00061089 ∗3,4735 0,0,00029089 ∗4,5198 0,00089 ∗2,3310 0,00089 ∗14,5847 3,8534 ° 0,4208∗3,8534∗ 79,7925 88,8425 ℎ
2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
63
Corriente AIP+H2O de recirculación [23]: La corriente se encuentra a T23 =79,79 °C
0,89086 ℎ 41,66 ℎ Composición de la corriente:
0,6076 − 0,830 ° 3,4735 ° 0,2833 CpGU 1,080 ° 4,5198 ° 0 Cp 0,557 ° 2,3310 ° 0 Cp 3,485 KgKcal°C 14,5847 KgKJ°C 076 ∗3,4735 0,0,829086 833 ∗4,5198 0,89086 0 ∗2,3310 0,89086 0 ∗14,5847 Cp 0,0,869086 3,7990 KgKJ°C ΔH 41,66∗3,7990∗79,79258,671×10 KJh 2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
Corriente AIP+H2O de recirculación [24]: La corriente se encuentra a T24 =24 °C
64
n 0,89086 Kmolh m 41,66 Kgh Composición de la corriente:
0,6076 − 0,662 ° 2,6032 ° 0,2833 CpGU 1 ° 4,185 ° 0 Cp 0,530 ° 2,2180 ° 0 Cp 6,5970 KgKcal°C 27,6122 KgKJ°C 076 ∗2,6032 0,0,829101 833 ∗4,185 0,89101 0 ∗2,2180 0,89101 0 ∗27,6122 Cp 0,0,869101 3,1057 KgKJ°C ΔH 41,66∗3,1057∗ 2525 0 KJh 2-propanol
Agua
Acetona
*Hidrogeno
Corriente H2O de entrada de agua de enfriamiento al intercambiador de calor E-501 [25]: La corriente se encuentra a T25 =25 °C
ṁ 3603 Kgh 65
ṅ 200 Kmolh CpGU 1 KgKcal°C 4,185 KgKJ°C ΔH 3603∗4,185∗10252,2617 ×10 KJh Corriente H2O de salida de agua de enfriamiento del intercabiador de calor E501 [26] La corriente se encuentra a T26 =28,74 °C
ṁ 3603 Kgh ṅ 200 Kmolh CpGU 1 KgKcal°C 4,185 KgKJ°C ΔH 3603∗4,185∗ 28,7425 5.6393 ×10 KJh 9. DISEÑO DE EQUIPOS 9.1. Diseño de tanque de almacenamiento de Alcohol Isopr opilico F - 100 Líquido retenido y volumen del tanque Se recepcionará la materia prima para producir por 15 das, el flujo es 52 Kgmol/h entonces M AIP
52 ∗0,8845,76 ∗60,1 ℎ M AIP = 2750,176
66
MH2O
6,24 ∗18 112,32 ℎ ℎ 112,32 ℎ ℎ ,, % 791,619
M AIP+H2O = 2750,176
M AIP+H2O = 2862,496
Retención:
Q * 15 días 86,754 m3/día * 15días Volumen Retenido = 1301, 76 m 3
Este volumen equivale al 75% del tanque por tanto para el 100% el volumen es:
1301, 7 6 100% × 75% ∗∗ℎ á ∗ 4 ∗3 7,168 ℎ 21,505 V = 1735,68
Se utilizaran 2 tanques de almacenamiento con volúmenes de 867,84 m 3 Volumen de un cilindro:
Suponiendo una relación
=3
67
Cálculo del espesor de las paredes del recipiente:
2 21.
Dónde:
Pi=presión de diseño (10% mayor a la presión de operación interna) Di=Diámetro interno (diámetro de tanque) S=Esfuerzo máximo permisible E=eficiencia de unión soldada Datos:
(2,38 ∗ 1.013251 1)∗1.1 1,55 0.138 7,168 7168 12.93 88.9 E=1
38∗71682∗0.138 5,6 2∗88.0.91∗11. Añadimos una corrosión permisible de 2 mm, entonces:
, ,
2 Diseño de Mezclador M - 200
Diseño del Tanque
Volumen: 15 m 3 *Tomando Diámetro = Altura (D=h)
Despejando D
∗ ∗ 4 ∗ℎ 4 ∗4 1 5 ∗4 68
2,67 ℎ2,67∗1,30 ℎ3,47 9.2.
Diseño de Mezclador M - 200
Diseño del Agitador
Se empleara una turbina con 6 palas ya que este tipo de agitador puede operar en un rango muy amplio de viscosidades del líquido que se desea agitar y su construcción es bastante sencilla. En base al diámetro calculado se dimensionara el agitador siguiendo la siguiente tabla de proporciones básicas.
En el diagrama siguiente se muestra un agitador normal, en el cual se indican cada una de las proporciones que deben ser calculadas en base a la tabla anterior.
69
13 ∗ 13 ∗2,670,89 0,15 ∗ 0,1 5 ∗2,671,33 5 ∗ 5 ∗1,330,267 23 ∗ 23 ∗1,330,89 14 ∗ 14 ∗1,330,332 121 ∗ 121 ∗2,670,222
Calculo de la Potencia del Agitador
Se desea mezclar perfectamente la corriente de circulación con el AIP, el cual tiene una densidad de 775,6 Kg/m3 y una viscosidad de 1,843 cps. Por lo cual se requiere que el número de Reynolds se encuentre al inicio del estado turbulento (Re = 20000).
∗∗
Donde: Re = Numero de Reynolds Da = Diámetro del agitador, m. N = Revoluciones por segundo, rps. = Densidad, Kg/m3. µ = Viscosidad, Kg/m*seg.
Despejando para N:
0 01843 ∗ ∗ 40000∗0, 1,33 ∗775,6 0,05373
Para calcular la potencia se emplea la siguiente fórmula:
∗ ∗ ∗ 70
Es necesario tener el valor de KT el cual se busca en la siguiente tabla de acuerdo al tipo de flujo con el que se esté trabajando (KL= Laminar, KT= Turbulento) el tipo de agitador empleado y el número de palas.
El valor KT para una turbina con seis palas es 5,75.
5,75∗0,05373 ∗1,33 ∗775,6 2,879 2,879 9.3. Diseño de bomba de AIP L - 301 Se diseñará esta bomba en base al punto de succión y de descarga. PS = 101000,76 Pa TS = 25 °C
+
PD = 230007,75 Pa TD = 25 °C
= 791,619 Kg/m 3
M = 2862,496 Kg/h
El trabajo por unidad de masa se extrae del balance de energía mecánica del sistema, relacionado con la expresión:
Dónde:
∗ ( ) 2∗∝1 ∗
W: trabajo por unidad de masa (J/Kg)
71
g: aceleración de la gravedad 9.8 m/s 2
∝ ∑
: Velocidades final e inicial (m/s)
d2 y d1: densidades de descarga y succión respectivamente =1, para régimen turbulento (Re>2100) pérdidas de energía mecánica debidas a fricción
De este balance no consideramos la energía potencial, cinética, ni las perdidas por fricción en tramo recto ni en accesorios y queda:
230007 101000, 7 6 791,619 791,619 162,966
Calculable energía en forma de potencia que la bomba debe ceder al fluido se calcula como:
Dónde:
∗ ̇ ( )
W, es el trabajo por unidad de masa (J/Kg)
̇
: es el caudal másico (Kg/s)
P, es la potencia (J/s) Pero esta potencia es la teórica, dado que no toda la energía que suministra la bomba es captada por el fluido. Una parte se disipa por lo que tenemos que aplicar a este valor una corrección. Esta corrección es el factor de rendimiento, que cada bomba tiene asignado en función de marca y modelo y parámetros como el caudal, la carga, etc. Para este caso aplicaremos un factor de rendimiento del 75% un valor estándar.
ó 72
La energía en forma de potencia que la bomba debe ceder al fluido se calcula como:
∗ ̇ 162,966 ∗ 2862,4ℎ96 ∗ 36001 ℎ 129,58 ó 129,0.5785 172,77 0.17277
Calculo de la carga neta de succión
0.1432 .[ ]
La presión del alcohol isopropilico:
9.4. Diseño de Intercambiador de Calor E – 300 CORAZA, Mezcla: =
Corriente
de TUBOS, Corriente de AIP + H2O:
°
t2=200 °C
TUBOS, Corriente de AIP + H2O:
CORAZA, Corriente de Mezcla:
t1=25.1 °C
T2=33 °C
73
T2t1 350200 3325, 1 T1t2ln T1t2 48, 2 7 ° 350200 3325,1 T2t1 118,886ᵒ 35033 20025,1 1,81 20025, 1 35025,1 0,54 FT=0.65 (Fig.21 Kern ANEXO 3) Factor de corrección FT para intercambiadores 4-8.
Asumiendo Fc = 0,22 con
LADO CORAZA
̇
3325, 1 21 0,053 12 350200
= 2904,078 Kg/h = 6402,39 lb/h
330,2235033 102,74 ° = 216,932°F
Datos.- tomados del HYSYS a 102,74°C µ = 0,01305cp = 0,03158 lb/pie
74
ρ = 1,631 Kg/m 3 = 0,1018 lb/pie 3
K = 0,03438 Btu/h.pie.°F = 0,05950 W/m.K Cp = 0,4590 Btu/lb°F = 1,922 KJ/Kg°C
ṁ6402, 3 9∗0, 4 590602, 6 1770858,82 /ℎ 1769379,22 /ℎ
Asumiendo UD = 40 Btu/h.°F.pie 2 (Tabla 8 Kern ANEXO 4)
Btu 1770858,82 /ℎ 40 h .°F.pie2∗118,886ᵒ∗0,65 572,9 ´
Calculamos NT
Asumiendo DE = ¾ pulg a” = 0,1963 pie 2
L = 12 pies PT = 1 pulg
2 0,1572,9639 2∗12 75
243,21
Con el valor de NT definimos el nuevo valor de N T de la tabla 9. Del Kern NT = 226 Arreglo triangular DI coraza = 19,25 pulg Recalculamos At
Calculamos UD, con AT
Área Transversal
∗"∗ 226∗0,1963∗12 532,366 8 2 /ℎ 532,3661770858, ∗118,886°∗0,65 43,05 °ℎ , ∗ ∗
DI = 19,25pulg (Tabla 9 Kern) C’ = PT – do = 1 pulg – ¾ pulg C’ = 0,25 pulg
B = DI (para gases) = 19,25 pulg
∗19, 2 5 19,25∗0,125 76
92,64 0,64 0,0598 6402, 3 9 ̇ 0,64 ℎ 10003,73 ℎ 1 1 3 ∗∗ / 4 2 4 42 ∗1∗0, 8 6∗1 12 ∗∗ 34 0,71 0,0592 ∗ 0, 0 592 ∗10003, 7 3 /ℎ 0,03158 /ℎ. 18753,03 , 223,97 0, 4 590 ∗0, 0 3158 ∗ ° ℎ 0,03438 ℎ° 0,4216 / 0,7498
77
, ℎ0, 3 6∗ ∗, ∗ ℎ0,36∗223,97∗0,7498∗ , ∗ 0,0,003438 592 ℎ35,109 , ℎ° LADO TUBOS Área de flujo: NT = 226 # de pasos = 8
̇
= 2904,068 Kg/h = 6402,37 lb/h
= 0,652 pulg = 0,0543 pies (Tabla 10 del Kern Anexo 5)
BWG = 18
∗ ∗ 0, 0 543 ’ 4 4 0,00232 ′ ∗ 226∗0,800232 0,0654 0,006078 25,10,2220025,1 63,578 °
Asumiendo Fc = 0,22
= 146,44°F
Datos.- tomados del HYSYS a 63,578°C
78
µ = 0,7018cp = 1,698 lb/pie ρ = 730 Kg/m 3 = 45,58 lb/pie 3
K = 0,0944 Btu/h.pie.°F = 0,1634 W/m.K Cp = 0,7935 Btu/lb°F = 3,322 KJ/Kg°C
6402,0,065437 /ℎ 97895,57 ℎ∗ 0,0543 ∗ 0, 0 543 ∗97895, 5 7 /ℎ 1,698 .ℎ 3130.583 , 625,89 0, 7 935 ∗1, 6 98 ∗ 0,0944° ℎ°ℎ 14,273 / 2,426 ℎ0,027∗, ∗, ∗ ℎ0,36∗625,89∗2,426∗, ∗ 0,0,00944543 ℎ71,2730 , ℎ° 79
ℎℎ∗ ℎ71,2730 , ℎ° ∗ 0,0,00543625 ℎ 61,923 , ℎ°
Fluido Caliente Coraza
ℎ ℎℎ , 35, 1 09 146,44 ° 61,923, 35,109, 216,932146,44° 171,946°77,748° 0,01215 , 0,0,001305 1215 1.01 ℎ ℎℎ , 61, 9 23 146,44 ° 61,923, 35,109, 216,932146,44° 191,426°88,57° 0,4257 , 0,0,74018257 1.072 77,748 °C del HYSYS
Fluido Frío Tubos
88,57 °C del HYSYS
80
ℎ35,109 , ℎ° 35,109∗1.01 ℎ35,46 ℎ° ℎ 61,923 , ℎ° 61,923∗1,072 ℎ66,381 ℎ° coeficien total Uc
ℎ∗ℎ 66,66,338135, 81∗35,4466 23,11 ℎ∗ ∗ ℎℎ
Coeficiente global de diseño
43,05 °ℎ 1 1 ∗ 43,43,00523, 5∗23,11 0.02004 18753,03 0,02 1 19,14425 17, 4 8 19,25 1,6042
3130.583 0, 0004 2∗∗∗∗
Caída de presión en la coraza
Caída de presión en los tubos
Fig. 29 (Anexo 6)
Fig. 29
No de cruces
81
0, 0 592 0, 0 00497895, 5 7 12∗8 0, 1 018 / 4, 171 /ℎ 2∗4, 1 78∗45, 5 8 / 3∗0, 0 543 ∗1, 6 49 0, 1 08 7, 3 573 2∗∗∗∗ 2 0,02∗ 10003,731,6042∗7,48 4 ∗ 2 2∗4,178∗0,1018∗0,0592∗1,0741 0,0013 /2 4,449 /2 2 4∗8∗0,0013 /24/2 0,303 . 2,8313 . 7,35732,8313 1,0210. Fig. 27 (Anexo 7)
9.4. Calentador Eléctrico en Línea E-302 Como el proceso require vaporización de la mezcla de AIP antes del reactor, se utilizara un calentador de línea que está compuesto por un calentador de inmersión cubierto por una cámara de contención metálica anticorrosiva. En lugar de seccionar en líneas el calor desde otra fuente como sería en el caso de un intercambiador de calor, los calentadores de línea simplemente transfieren el calor generado de una fuente eléctrica dentro del fluido escogido. Las principales características de estos calentadores de línea son la transferencia eficiente de calor, la facilidad de su instalación y de su mantenimiento, y su amplio rango de compatibilidad con las tuberías industriales estándar actuales.
82
9.5.
Diseño del Reactor Tubular Flujo Pistón PFR R – 400
La corriente (5) con una temperatura de 350°C y una presión de 2,099atm, ingresa al reactor R-400 que opera adiabáticamente. Los datos termodinámicos para la reacción serán los siguientes: C3H8O → C3H6O + H2 -r o = Ko exp [-Ea/RT] C AIP Kmol/m3-s
→
Ko = 3,51E5 s-1 Ea = 72,38E3 KJ/Kmol ΔHreac = 62900 KJ/Kgmol
M = 2904 kg/h Xa = 0,9 Ɛ = 0,8767
R = 8,314 KJ/Kmol-K Po = 2.098 atm Vo = 0,00102 m 3/s T = 350 °C (ctte)
Balance de Masa
83
Este es el balance para determinar el perfil de conversión en función a la masa del catalizador
DONDE :
̇ ∗(1∈ 1 )∗()
PIPA= Pt*Y=2.099*0.8667=1,84 atm P0 (antes del ingreso al reactor)=2.098 atm
3. 0 0386 /2 − − . ∗. ∗ 3. 5 1∗10 ∗ 2. 2 54 /3 ̇ 0. 0 0102 3/ á∈∗0. .8 767∗1 0.8 0.4
ó 1. 9 673 2 8940 /3
Balance de Energía
Caída de Presión
̇ ∆ 0 ∆ 2,4306 ℎ
La ecuación de Ergun es satisfactoriamente empleada en lechos catalíticos, por lo que se realizará el cálculo de la caída de presión según la siguiente ecuación diferencial:
84
Dónde: G : Velocidad másica por área transversal [Kg/m 2-h] ρ : Densidad de la mezcla gaseosa [Kg/m 3]
µ : Viscosidad de la mezcla gaseosa [Kg/m-s] b
: Porosidad del lecho [Adimensional][vol. de huecos/vol. total del lecho]
Dp : Diámetro de partícula catalítica. T,To : Temperatura y temperatura a la entrada del reformador primario. P,Po : Presión y presión a la entrada del reformador primario. FT,FTo : Flujo molar y flujo molar a la entrada del reformador primario W : Longitud a lo largo de tubo empacado Estas ecuaciones se resuelven por el programa MATLAB, se obtiene un perfil de conversión vs masa de catalizador y un perfil de presión vs masa de catalizador:
85
Perfil de conversión, presión vs masa de catalizador Se puede determinar que la conversión aumenta a medida se consume el catalizador. Ademas la caída de presión presenta un comportamiento lineal
TABLA. Variación del flujo molar total a lo largo del reactor:
86
TABLA. Variación de la temperatura y presión a lo largo del reactor:
87
Gráfica de la temperatura:
88
89
TABLA. Flujos molares de los compuestos a lo largo del reactor:
Gráfica:
90
9.6.
Diseño de Intercambiador de Calor E – 501 TUBOS, H2O:
CORAZA, Corriente de Mezcla:
Corriente
de
t2=31,49 °C
T2=26,03 °C
TUBOS, Corriente de H2O:
CORAZA, Corriente de Mezcla:
t1=10 °C
T1=34,01 °C
91
Datos.
í ̇ ̇ 3606 ℎ 3169,617 ℎ
Temperatura Promedio
°+, ° 25,745 ° , °+, ° 30,02 °
Lado Coraza:
Lado Tubos:
Temperatura Media Logaritmica
34, 0 131, 4 926, 0 320 T1t2T2t1 4, 0 23 ° ln T2t1 34,26,0131, T1t2 4 9 0320 Factor de Corrección
34, 0 126, 0 3 31,4920 0,694 3340120 31,4920 0,82
De la figura 10.9 del JP Holman, el factor de corrección FT es:
0,695
Para intercambiadores de calor el número de pasos por la coraza y tubos es: 2 – 4
92
LADO DE LOS TUBOS
Datos del hysys DE = 1 pulg # Tubos = 51 L = 4,35 m = 14,27 pies Arreglo Triangular
̇
= 3603 Kg/h
Dimensiones de tuberías de acero Tabla A.11 del Holman para 1pulg de DE: DI = 0,0266 m DE = 0,0334 m
Propiedades del agua a 25,745 °C
µ = 0,0009 kg/m*s ρ = 996,0662 Kg/m3
K = 0,6123 W/m.°C Cp = 3,6172 KJ/Kg°C Pr = 6,0047
Kg 3603 ̇ h ̇ 996,0662 Kgm 3,6172 ℎ 0, 0 266 á ∗ ∗( 2 ) 5,557∗10− 3, 6 172 ̇ 5,557∗10−ℎ 6509,2676 ℎ 1,8081 ⁄
Velocidad de fluido
93
Número de Reynold
Número de Nusselt
Kg ⁄ 996, 0 662 ∗1, 8 081 ∗0, 0 266 ∗∗ m3 0,0009 kg/m∗s 53229,1801 0,023∗ . ∗ . 0,023∗ 53229,1801. ∗ 6,0047. 284,475 ℎ∗ 284,475∗ 0,61230,0209W/m. °C ℎ8334,1647 ° Coeficiente de transferencia de calor Interior tubo
La Resistencia térmica en el interior
ℎ∗1 ℎ∗21 8334,1647 °1 ∗ 0,0266 1,436 10− 1° 94
La Resistencia térmica del acero Asumiendo, material de acero al carbon c~0,5% K= 54 w/m°C (table A2 Holman)
0, 0 334 l n l n / 0, 0 266 2∗ 2∗54 /° 6,709 10− 1°
La Resistencia termica para la superficie exterior es todavía desconocida, pero se escribe por unidad de longitud.
El coeficiente de convección para la condensación en el exterior de la tuberia, se obtiene de la ecuación
1 ℎ∗1 ℎ∗2
ℎ ℎ0,725
ó
Propiedades de la mezcla a la temperatura de película son (datos del Hysys):
µ = 0,3867 * 10-3 kg/m*s ρ = 15,10 Kg/m 3
K = 0,2009 W/m.°C hf = 5014 KJ/Kg
15, 1 0 Kg/m3 ∗9, 8 ∗ 5014 KJ / Kg ∗0, 2 009 W/m. ° C ℎ0,725 0,3867x10 kgm ∗0,0267m 30,02 95
ℎ222,045930,02 −/ / / 30, 0 2 30, 0 2 222,0459∗∗0, 0 334 23, 2 99 1 23,299 30,02
y la resistencia térmica exterior es
El balance de energía require que:
30,02
Combinando ecuaciones
Solve:
Por lo tanto:
− 1 25,−745 1 1 6,709 10 ° 1,436 10 ° 23,299∗ 30,02 6,709 10 − 1 2 ° 25,89 ° 25,84 ° ℎ222,045930,0225,89−/ ℎ155,761 ° 155,76 ° ∗∗0,0334 6,118 10− 1° 96
El coeficiente global de transferencia de calor es:
Calor requerido
∗∗ ∆ ∗ 4∗ ∗ 4∗ 0,0334 ∗4, 350 1,459 ṁ 3603 ℎ ∗4,179 ° 31,4920° 173004,206 ℎ 48056,724 ∗∗ ∆ ∗ ∗∗∆ 7 24 1,459 48056, ∗0,695∗4,023 ° 11780,508 ° Rf 0,0002 ° 1 1
Factor de obstrucción
Asumiendo de la table 10.2 ( agua de alimentación de caldera tratada por encima del 51,7 °C
Coeficiente total limpio
ℎ∗ℎ 8334, 8334,11647155, 647∗155,7766 ℎℎ 152,9 ° 97
1 1 1 0,0002 ° 1 152,9 ° 148,365 °
Coeficiente global de transferencia de calor
Área de transferencia de calor
∗∗∆ 7 24 148,365 48056, ° ∗0,695∗4,023 ° 115,85 115, 8 5 2∗0,0254∗4,350 166,87 167 4,6 10− 1 4log3,17 ∗ (6,81), . 1 4log3,17 ∗ 4,0,6 026610− (53229,6,811801), 0,00647
Número de tubos
Factor de fricción
Asumiendo acero comercial
m
98
Caída de presión en los tubos
∆∗ ∗ ∗ 2∗ ⁄ 4, 3 5 1, 8 081 ∆0,00647∗ 0,0254 ∗ 996,0662 Kg/m3∗ 2∗9,81 ∆0,262 − ∆1,78 10 ∆1,803
LADO DE LA CORAZA
Datos del HYSYS a 19,37°C DI = 21 pulg = 0,5334 m B = pulg = 0,2032 m µ = 0,3894 cp ρ = 3,194 Kg/m3
K = 0,1003 W/m.K Cp = 2,462 KJ/Kg°C
̇
= 3169,617 Kg/h
BWG = 18
Área transversal
, ∗ ∗
DI = 0,5334 m PT = 1 ¼ pulg = 0,03175 m
99
C’ = PT – do = 0,03175 m – 0,0267 m C’ = 0,00 505 m
0505mm∗0,2032 m 0,5334 m∗0,0,003175 0,01724
Flujo másico por unidad de área
617 Kg/h ̇ 3169,0,01724 183852,4942 ℎ 51,07 1 1 / 4 4 ∗0, 0 3175 m∗0, 8 6∗0, 0 3175 m ∗∗0, 0 267 2 2 12 ∗∗0,0267 0,0146
Diametro exterior segun el arreglo triangular
Número de Reynold
0, 0 146 ∗51, 0 7 ∗ 0,3894 x 10− 1914,797 100
Caída de presión en la coraza
′ , 2 ∗ ∗ () N = número de filas transversales µp = viscosidad de pared µp = viscosidad media de la corriente
Factor de fricción empírico
′ {0,25 0,118/,}−,
Sn = espacio entre tubos Sn = PT = 0,03175 m
′ {0,25 0,118/,}−, ′ {0,25 0,03175 m0,0,1018254/0,0254,}1914,797−, ′ 0,2319 , 2∗0, 2 319∗(51, 0 7 ) ∗167 0, 4 071 3,194 Kg/m3 (0,3894) 63642,282 0,628 63,64 101
9.7. Diseño de separador de dos fases H – 500 La función de este equipo es separar el hidrógeno de las corrientes.
DATOS:
Corriente gaseosa Corriente líquida
685 2485
0,7335 / 787,3 /
Velocidad de los gases: Se fija de tal manera que se minimice el arrastre de líquido y se pueda dar una óptima separación vap-liq. F, factor = 0,61
00,,763351 0,712 ⁄
Definimos flujo volumétrico de la mezcla gaseosa
102
685 0,7335 ℎ 1ℎ 933,879 ℎ × 3600 0,2594 3/ 0, 2 594 0,712 ⁄ 0,364 0,785398 64 0,0,7385398 0,6811 ó ℎ ×15 . , é 2485 1ℎ ℎ 787,3 3,156 ℎ × 3600 8,7676 10−
El área seccional recta del tanque vertical está dada por:
Diámetro mínimo del tanque
Líquido retenido y volumen del tanque
El tiempo de retención en tanques de destilación flash es por lo general 15 min.
103
.8,7676 10− ×900 . . 0,7891 1,5782
Este volumen retenido equivale a 50% del tanque, por tanto el volumen es:
Altura y diámetro del tanque Para el volumen calculado (V=1,674 m 3) y la relación altura/diámetro igual a 3.
ℎ 3 ℎ ∗ 4 ∗ℎ ∗ 4 ∗3 ∗3∗4 1 , 5 782 ∗3 ∗4 0,82 ℎ3∗ ℎ3∗0, 8 2 ℎ2,46
El diámetro del tanque es:
Boquilla de entrada
3, 7 ∗ 104
3, 7 ∗ 787,0,370,3357335 36,93 0,2594 / 0, 2 594 36,93 / 0,007024 0 , 0 07024 0,785398 0,785398 0,095
Diámetro de salida de líquido Asumiendo
0,9144/ 0,0,00087676 00087676// − 0,9144/ 9,588∗10 y
Boquilla de salida del vapor Asumiendo
30,48 / − 9 , 5 88∗10 0,785398 0,785398 3,494 10−
Nivel mínimo de líquido en el tanque para prevenir arrastre de gas
9.8. Diseño de equipo de absorción de relleno D - 600 El absorbedor permitirá transferir a la fase líquida el hidrógeno gaseoso. Para ello se necesita un buen contacto entre ambas fases para facilitar la transferencia de materia,
105
para ello se utiliza una columna de absorción de relleno, de esta manera se consigue una mayor área de contacto para la transferencia de materia por volumen de relleno.
Datos:
Corriente de entrada de Corriente de entrada Líquido GAS 15°C 19,61°C 1,974 atm 1,510 atm 5,200 kgmol/h 49,68kgmol/h 63,35 lb/ft3 0,381 lb/ft3 9,387e-2 m3/h 1,729 m3/h
Corriente de salida de Corriente de salida Líquido GAS 26,81°C 32,86°C 1,9 atm 1,9 atm 6,365 kgmol/h 48,51 kgmol/h 54,49 lb/ft3 0,372 lb/ft3 0,2249 m3/h 1,598 m3/h
Calculo: El método de McCabe plantea las siguientes hipótesis para la resolución del sistema: Es aplicable para sistemas Gas-Líquido El caudal de líquido L y el caudal de gas G, son constantes. Para caudales de líquido y gas diluidos.
106
Donde: L´ es el caudal de disolvente y viene definido por:
G´ es el caudal de disolvente y viene definido por:
CAUDAL TOTAL G´ CAUDAL COMPUESTO kgmol/h 2-propanol 0,1869 hidrógeno 42,5836 Agua 0,3923 acetona 6,5144 TOTAL 49,68 CAUDAL TOTAL L´ CAUDAL COMPUESTO kgmol/h
107
2-propanol hidrógeno agua acetona TOTAL
0,1319 0,0010 4,3872 1,8446 6,3646
X salida es la razón molar del acetaldehído en el líquido de salida y viene definido por la
ecuación:
0, 0 010 í í 6,3646 ℎℎ 0,00157 ℎ
Y entrada es la razón molar del acetaldehído del gas de entrada y viene definido por la
ecuación:
42, 5 836 49,68 ℎℎ 0,8571 ℎ
Calculo del diámetro del absorbedor:
108
Continuando con el diseño del absorbedor mediante métodos aproximados, se procederá a estimar el diámetro de la sección de la columna de absorción de relleno, utilizando la representación gráfica de la correlación gráfica de Eckert. Los criterios utilizados en el diseño son:
Velocidad de inundación
Pérdida de carga o presión in H20/ft. Relleno
Figura. Gráfica de Eckert. A partir de la figura 11.5.2. se calcula el valor en el eje de las abcisas y posteriormente se define una pérdida de carga o de presión para finalmente leer el eje de las ordenadas. Eje de las abcisas:
( ), 5,49,20068 (0,65,38135), 0,079 109
Donde: L: es el caudal total de disolvente en kmol/h. G: es el caudal total de gas en kmol/h.
: es la densidad del gas en lb/ft3 : es la densidad del líquido en lb/ft3
Para la curva correspondiente a una pérdida de carga de 0.5 in H2O/ ft relleno, se obtiene el valor 0.02 en el eje de las ordenadas. Por lo tanto siguiendo la ecuación:
Donde:
Substituyendo en la ecuación se obtiene el valor de G en lb/ s ft2 por lo que será necesario una conversión a las unidades en que se trabaja.
3600 1 174, 9 3 0,3380 ∗ 1ℎ ∗ 0,3040 ∗ 0,453 ∗ 1 ℎ
Dividiendo el caudal total de gas entre el resultado obtenido anteriormente se obtiene la sección S de la columna de absorción de relleno.
110
4 3 / ^2 ℎ ó á 323, 174,93 /^2 ℎ 1,84 ó 4 1,5
Mediante la herramienta “tray sizing” del Hysys la caracterización del dimensionamiento
de la columna de absorción.
Figura. Resultado del dimensionamiento de la columna de absorción.
9.9. Diseño de columna de destilación de platos D - 700 Para el diseño de la torre de destilación, se utilizó la herramienta de aspen Hysys con la herramienta de tray sizing, ya que al ser un sistema multicomponente, el diseño se complica y no es posible usar algoritmos del tipo Mcabe-Thiele. Este diseño se hizo con la ecuación de estado UNIQUAC. En la tabla se presentan las características de las
111
torre de destilación. Y en las figuras, se presentan los perfiles de temperatura, composiciones y flujos de líquido y vapor a través de la torre.
TABLA. Características torre de destilación 21 Número de Platos 11 Plato de alimentación Carga Térmica 1101,11 Rehervidor KW Carga Térmica 716,388 Condensador KW Condición del Alimento LÍQUIDO Diámetro de Columna 1,219 mtr Altura de Columna 12,18 mtr 0,6096 Separación de Plátos mtr
Figura. Perfil de concentración de los Componentes en la torre.
112
Figura. Perfil de temperatura en la torre.
Figura. Perfiles de flujos vapor y líquido a lo largo de la torre.
113
9.10. Equipo enfriador de Acetona E – 701 El equipo requerido para enfriar la corriente (15) de acetona procedente del destilador es un cooler con un flujo de calor de 1,271e6 KJ/h. Dicho equipo reducirá la temperatura de 56,10 °C hasta 25 °C. El equipo propuesto es un intercambiador en espiral (SHE). Estos intercambiadores se originaron en Suecia hace más de 40 años para ser utilizados en la industria del papel y son llamados también SHE debido a sus siglas en inglés: Spiral Heat Exchanger. Su diseño consiste en un par de láminas de metal enrolladas (Figura 8.5.11- 1) alrededor de un eje formando pasajes paralelos en espiral por entre los cuales fluye cada sustancia. El espaciamiento entre las láminas se mantiene gracias a que éstas se encuentran soldadas a una especie de paral. Los canales que se forman en la espiral se encuentran cerrados en los extremos para que los fluidos no se mezclen. El fluir continuamente entre curvas induce turbulencia en los fluidos, lo cual mejora la transferencia de calor y reduce el ensuciamiento. Estos equipos son muy utilizados en el manejo de fluidos viscosos, lodos y líquidos con sólidos en suspensión, así como también en operaciones de condensación y vaporización. Raras veces se requiere de aislantes, ya que son diseñados de tal manera que el refrigerante pase por el canal externo. Entre sus características más resaltantes se pueden mencionar que se emplean con flujo en contracorriente puro, no presentan problemas de expansión diferencial, son compactos y pueden emplearse para intercambiar calor entre dos o más fluidos a la vez. Estos equipos se emplean normalmente para aplicaciones criogénicas. En general los SHE ofrecen gran versatilidad en sus arreglos; siendo posible variar anchos, largos, espesores, materiales, etc. De esta manera se logra que este tipo de equipos requiera 60% menos volumen y 70% menos peso que las unidades de tubo y carcaza comparables en la cantidad de calor transferido.
114
Figura 8.5.11- 1 9.11. Diseño de separador de dos fases H - 702 La función de este equipo es separar el hidrógeno en fase de vapor de la corriente líquida de acetona.
DATOS:
Corriente gaseosa Corriente líquida
0,7759 0,7660 / 2210 780,2 /
Velocidad de los gases: Se fija de tal manera que se minimice el arrastre de líquido y se pueda dar una óptima separación vap-liq. F, factor = 0,61
√ 00,,766691 0,6966 ⁄ 115
Definimos flujo volumétrico de la mezcla gaseosa
0, 7 759 0,7660 ℎ 1ℎ 1,0129 ℎ × 3600 2,814 4 2, 8 14 4 0,6966 ⁄ 4,039 4 0,785398 4 , 0 394 0,785398 0,0227 ó ℎ ×15 . , é 2210 ℎ 780,2 2,833 ℎ × 601 ℎ
El área seccional recta del tanque vertical está dada por:
Diámetro mínimo del tanque
Líquido retenido y volumen del tanque
El tiempo de retención en tanques de destilación flash es por lo general 15 min.
116
0,04721 .0,04721 ×15 . . 0,7802 1,416
Este volumen retenido equivale a 50% del tanque, por tanto el volumen es:
Altura y diámetro del tanque Para el volumen calculado (V=1,416 m 3) y la relación altura/diámetro igual a 3.
ℎ 3 ℎ ∗ 4 ∗ℎ ∗ 4 ∗3 ∗3∗4 1 , 4 16 ∗3 ∗4 0,844 ℎ3∗ ℎ3∗0, 8 44 ℎ2,532
El diámetro del tanque es:
117
9.12. Diseño de columna de destilación torre empacada D - 800 La torre de destilación deberá contar con empaque en lugar de platos, pero este empaque debe ser “ordenado” de modo que se garantiza una menor caída de presión
propia de los empaques; esta pequeña caída de presión minimizará la diferencia de temperaturas a lo largo de la columna, por lo tanto el reboiler no necesitara demasiada temperature. El número de etapas de equilibrio varía con respecto a la composición de alimentación a partir de esto realizando una simulación en aspen Hysys, con la herramienta de tray sizing.
Condiciones de Operación
Corriente
Compuestos
Alimentación
Destilado Fondos
2-Propanol Agua Hidrógeno Acetona 2-Propanol Agua Acetona 2-Propanol Agua
Además: Presión de operación
1 atm
Temperatura del condensador 79,87 ºC
Temperatura del reboiler
81,44 ºC
Temperatura de alimentación
81,70 ºC
Cálculo del número de etapas teóricas:
118
Fracción molar 0,2658 0,7341 0 0.0001 0.6817 0,3169 0,0014 0,237 0,763
El cálculo del número mínimo de etapas se realizó por el método rápido de Fenske, el cual se aplica sobre todo a mezclas componentes:
[ ] ∗ [ ]
Donde:
=
la razón entre la concentración de cualquier componente i respecto la
concentración de un componente de referencia r, y los sufijos d y b indican el destilado (d) y el residuo (b).
= número mínimo de etapas a reflujo total, incluyendo la caldera.
= volatilidad relativa promedio del componente i con respecto al componente de
referencia. Debido a que se trata de un proceso iterativo, se realizó el procedimiento en una hoja de cálculo de excell, obteniendo:
6.88≈7
Cálculo del reflujo mínimo y el reflujo de operación:
Para tal proceso se usó la ecuación de Underwood:
Dónde:
1
= volatilidad relativa promedio del componente i con respecto al componente de
referencia, que generalmente es el componente más pesado. = Razón de reflujo mínima
=la concentración del componente i en el destilado a reflujo mínimo
es la raíz cuadrada de la ecuación:
119
Donde
1
= la concentración del componente i en la alimentación y q depende de la
condición del alimento. Resolviendo de manera iterativa estas ecuaciones se obtuvo:
2,825
Localización del punto de alimentación:
Se usó la ecuación empírica de Kirkbride:
Dónde:
, , , ,
, , []0.206 (), ,
= número de etapas por encima de la alimentación, incluyendo cualquier condensador parcial. = número de etapas por debajo de la alimentación, incluyendo la caldera =concentración del componente clave pesado en la alimentación
= concentración del componente clave ligero en la alimentación = concentración del componente clave pesado en el producto de cabeza = concentración del componente clave ligero en el producto de pie
Realizando el cálculo se obtuvo: Plato de alimentación: 5
Diámetro y longitud de la columna:
Con los datos obtenidos en las anteriores secciones se pudo obtener:
1,5 120
Para el cálculo de la altura consideraremos:
Tipo de empaque
Tamaño del empaque mm HETP, m
Pall ring
25
0.4-0.5
38
0.6-0.75
50
0.75-1
25
0.4-0.5
38
0.6-0.75
50
0.75-1
25 a 50
1
Berl Saddle & Intalox sadle
Raschig ring
Tabla. Tipo de Empaques Según la table de referencia de empaques, la altura de la columna será el número de etapas por la altura del relleno escogido, en nuestro caso, anillos Rasching ring:
7∗17 En la tabla se presentan las características de las torre de destilación lecho empacado. Y en las figuras, se presentan los perfiles de temperatura, composiciones y flujos de líquido y vapor a través de la torre.
TABLA. Características torre de destilación lecho empacado Número de Etapas Plato de alimentación Reflujo Carga Térmica Rehervidor Carga Térmica Condensador Condición del Alimento Diámetro de Columna Altura de Columna
121
7 5 2,825 38,84 KW 38,82 KW LÍQUIDO 1,5 mtr 7 mtr
Separación de Plátos
0,550 mtr
Figura. Perfil de concentración de los Componentes en la torre.
Figura. Perfil de temperatura en la torre.
122
Figura. Perfiles de flujos vapor y líquido a lo largo de la torre. 9.13. Diseño de bomba de AIP L - 601 Se diseñará esta bomba en base al punto de succión y de descarga. PS = 79033,5 Pa
PD = 200015,55 Pa
TS = 15 °C
TD = 15 °C
= 998,95 Kg/m 3
M = 93,68 Kg/h
El trabajo por unidad de masa se extrae del balance de energía mecánica del sistema, relacionado con la expresión:
Dónde:
∗ ( ) 2∗∝1 ∗
W: trabajo por unidad de masa (J/Kg) g: aceleración de la gravedad 9.8 m/s 2
: Velocidades final e inicial (m/s)
d2 y d1: densidades de descarga y succión respectivamente
123
∝ ∑
=1, para régimen turbulento (Re>2100) pérdidas de energía mecánica debidas a fricción
De este balance no consideramos la energía potencial, cinética, ni las perdidas por fricción en tramo recto ni en accesorios y queda:
200015, 5 5 79033, 5 998,95 998,95 121,109
Calculable energía en forma de potencia que la bomba debe ceder al fluido se calcula como:
Dónde:
∗ ̇ ( )
W, es el trabajo por unidad de masa (J/Kg)
̇
: es el caudal másico (Kg/s)
P, es la potencia (J/s) Pero esta potencia es la teórica, dado que no toda la energía que suministra la bomba es captada por el fluido. Una parte se disipa por lo que tenemos que aplicar a este valor una corrección. Esta corrección es el factor de rendimiento, que cada bomba tiene asignado en función de marca y modelo y parámetros como el caudal, la carga, etc. Para este caso aplicaremos un factor de rendimiento del 75% un valor estándar.
ó ∗ ̇ 121,109 ∗ 93,6ℎ8 ∗ 36001 ℎ 3,151
La energía en forma de potencia que la bomba debe ceder al fluido se calcula como:
124
ó 3,10.5175 4,102 4,1023
Calculo de la carga neta de succión
0.01739 ,[ ]
La presión del alcohol isopropilico:
10. ANÁLISIS FINANCIERA DEL PROYECTO
La Tabla 9.1 muestra los costos de producción implícitos en la transformación de la materia Tabla 10.1
COSTOS DE PRODUCCION ÍTEM Materia prima Alcohol isopropílico Costo de Suministros Energía eléctrica Gas Agua M.O. + M.I. ACTIVOS FIJOS Equipos
Año 0
516968
Año 1
Año 2
Año 3
Año 4
6722400
6722400
7394640
7394640
473185 3740 2116 516968
473185 3740 2116 542816
473185 3740 2116 542816
473185 3740 2116 542816
145450
125
Tabla 10.2 COSTOS DE ADMINISTRACIÓN ÍTEM COMUNICACIÓN Amortización del A.D. Total
Año 0 800 800
Año 1 800 6275 7075
Año 2 800 6275 7075
Año 3 800 6275 7075
Año 4 800 6275 7075
Año 3 421734 421734
Año 4 421734 421734
Tabla 10.3 COSTOS DE COMERCIALIZACIÓN TEM Costo de ventas TOTAL
Año 0
Año 1 Año 2 386829 3881219 386829 3881219
En resumen los costos de operación se muestran en la Tabla 9.4
Tabla 10.4 COSTOS DE OPERACIÓN TEM C.P. C.A. C.C TOTAL
Año 0 662418 800 663218
Año 1 Año 2 Año 3 7736589 7762438 8434678 7075 7075 7075 386829 3881219 421734 8130494 11650732 8863487
Año 4 8434678 7075 421734 8863487
10.1 Determinación de Costos de Inversión Para poder determinar la inversión total del proyecto, debemos definir la inversión en activos fijos, diferido y en capital de trabajo. Para esto tenemos en la Tabla 10.5 el detalle de los costos de equipos.
126
Tabla 10.5 COSTO DE EQUIPOS Detalle Mezclador Bomba Calentador Enfriador Intercambiador de calor Condensador Reactor Destilador Tanque de almacenamiento Separador Total
Cantidad
Costo en $
V.U.
2 1 1 1 2
4800 800 4650 4000 10400
8 8 8 8 8
600 100 581 500 1300
2400 400 2325 2000 5200
2400 400 2325 2000 5200
1 1 2 3
5000 14500 36000 54000
8 8 8 8
625 1813 4500 6750
2500 7250 18000 27000
2500 7250 18000 27000
1
7500
8
938
3750
3750
141650
DEP.
DEP ACUM
17706
V.R.
70825
Tabla 10.6 INVERSION EN EQUIPOS AUXILIARES Detalle Caldero Conexiones generales Total
Cantidad Costo V.U. DEP DEP V.R. en $ ACUM 1 800 8 100 400 400 3000 8 375 1500 1500 3800
127
475
1900
Tabla 10.7 INVERSION EN ACTIVOS FIJOS TEM Terreno Obras Civiles Depreciación (VU=40) Valor Residual Maquinaria y Equipo Depreciación (VU=8) Valor Residual Vehículo Depreciación (VU=5) Valor Residual Muebles y Enseres Depreciación (VU=10) Valor Residual Equipos de oficina Depreciación (VU=8) Valor Residual TOTAL
Año 0
Año 1
Año 2
Año 3
Año 4
2567,69
2567,69
2567,69
2567,69
8670 102.707,50 92.436,75 145450 18181,25
18181,25
18181,25
18181,25 72725
45600 9120
9120
9120
9120 9120
1850 185
185
185
185 1110
2525 631,25
631,25
631,25
631,25 0
306802,5 Tabla 10.8 INVERSION EN ACTIVO DIFERIDO
Activos Diferidos Amortización A.D. TOTAL
25100 6275 25100
128
6275
6275
6275
Tabla 10.8 INVERSION EN ACTIVO
Detalle Gestión legal y Registro Sanitario
DIFERIDO
Costo en $ 3000
Compra de Terreno Planos de construcción Construcción Civil Adquisición de Maquinarias y Equipos Instalación y Montaje Contratación Personal Capacitación del personal Compra de materias primas e insumos Organización de la comercialización Pruebas iniciales de producción Total
900 4500 3000 1000 8000 400 400 2500 400 1000 25100
10.2. Inversión del capital de trabajo La inversión necesaria para la puesta en marcha de la planta implica un préstamo bancario por tanto la entidad financiera elegida es “MI SOCIO” con una tasa anual del
7,02% a 10 años plazo. Para esto se presenta la siguiente Tabla 10.9: Tabla 10.9 INVERSION EN CAPITAL DE TRABAJO ÍTEM INGRESO BRUTO incremento en ventas 10% Kw RECUPERACION DEL KW
Año 0 146991253,6
Año 1 146991253,6 0
Año 2 146991253,6 14699125,36
Año 3 161690379 0
14699125,36
0
1469912,536
0
Año 4 161690379
16169037,9
129
10.3. Costo de Mano de Obra Detalle
Tabla 10.10
NUMERO DE TRABAJ ADORES
Sueldo Básico (Bs/mes)
PREVISIONES SOCIALES
APORTES PATRONALES S. SALUD (10%)
A.F.P. (2%)
A.R.P.(1.71%)
A.S. (3%)
AGUINALDO
TOTAL
TOTAL
MES
AÑO
B. SOCIALES
Gerente general Jefe de Producción Jefe de comercialización Jefe de administración
1
7.000,0
700,0
140,0
119,7
210,0
583,3
583,3
9.336,4
112.036,3
1
4.000,0
400,0
80,0
68,4
120,0
333,3
333,3
5.335,1
64.020,8
1
4.000,0
400,0
80,0
68,4
120,0
333,3
333,3
5.335,1
64.020,8
1
4.000,0
400,0
80,0
68,4
120,0
333,3
333,3
5.335,1
64.020,8
Secretaria
1
2.500,0
250,0
50,0
42,8
75,0
208,3
208,3
3.334,4
40.013,0
Auditor
1
2.500,0
250,0
50,0
42,8
75,0
208,3
208,3
3.334,4
40.013,0
Operadores
5
2.000,0
200,0
40,0
34,2
60,0
166,7
166,7
2.667,5
32.010,4
Distribuidores
2
2.000,0
200,0
40,0
34,2
60,0
166,7
166,7
2.667,5
32.010,4
Ayudantes Guardia de Seguridad
4
1.800,0
180,0
36,0
30,8
54,0
150,0
150,0
2.400,8
28.809,3
1
2.500,0
250,0
50,0
42,8
75,0
208,3
208,3
3.334,4
40.013,0
TOTAL
18
3.230,0
646,0
552,3
969,0
2.691,7
2.691,7
32.300,0
43.080,6 516.967,7
130
Tabla 10.11 DESCRIPCION Gerente General Jefe de Producción jefe de comercializacion jefe de administracion secretaria auditor
Año 0
BONO DE ANTIGÜEDAD POR MES/AÑO Año 1 Año 2 Año 3
Año 4
112.036,3
112.036,3
117.638,2
117.638,2
117.638,2
64.020,8
64.020,8
67.221,8
67.221,8
67.221,8
64.020,8
64.020,8
67.221,8
67.221,8
67.221,8
64.020,8
64.020,8
67.221,8
67.221,8
67.221,8
40.013,0
40.013,0
42.013,6
42.013,6
42.013,6
40.013,0
40.013,0
42.013,6
42.013,6
42.013,6
Tabla 10.11 DESCRIPCION Gerente General Jefe de Producción jefe de comercializacion jefe de administracion secretaria auditor operadores Distribuidores Ayudantes
Año 0
BONO DE ANTIGÜEDAD POR MES/AÑO Año 1 Año 2 Año 3
Año 4
112.036,3
112.036,3
117.638,2
117.638,2
117.638,2
64.020,8
64.020,8
67.221,8
67.221,8
67.221,8
64.020,8
64.020,8
67.221,8
67.221,8
67.221,8
64.020,8
64.020,8
67.221,8
67.221,8
67.221,8
40.013,0
40.013,0
42.013,6
42.013,6
42.013,6
40.013,0
40.013,0
42.013,6
42.013,6
42.013,6
32.010,4
32.010,4
33.610,9
33.610,9
33.610,9
32.010,4
32.010,4
33.610,9
33.610,9
33.610,9
28.809,3
28.809,3
30.249,8
30.249,8
30.249,8
40.013,0
40.013,0
42.013,6
42.013,6
42.013,6
Guardia de Seguridad TOTAL
516.967,7
516.967,7
131
542.816,1
542.816,1
542.816,1
10.4. Evaluacion Financiera
Tabla 9.16 Estado de Resultados ÍTEM INGRESO BRUTO
Año 0
Año 1 146.991.253,6 4
Año 2 146.991.253,6 4
Año 3 161.690.379,0 1
Año 4 161.690.379,0 1
19.108.863,0
19.108.863,0
21.019.749,3
21.019.749,3
4.409.737,6
4.409.737,6
4.850.711,4
4.850.711,4
123.472.653,1
123.472.653,1
135.819.918,4
135.819.918,4
663.217,7 662418
8.130.493,9 7736589
11.650.731,8 7762438
8.863.486,7 8434678
8.863.486,7 8434678
800
7075
7075
7075
7075
386829
3881219
421734
421734
115.342.159,1
111.821.921,3
126.956.431,6
126.956.431,6
28.835.539,8
27.955.480,3
31.739.107,9
115.342.159,1
111.821.921,3
126.956.431,6
(-) IVA 13% (-) IT 3% INGRESO NETO COSTO OPERACINAL TOTAL (-) COSTOS DE PRODUCCION (-) COSTOS DE ADMINISTRACION (-) COSTOS DE COMERCIALIZACIO N UTILIDAD BRUTA IUE 25% UTILIDAD NETA 126.956.431,6
10.5. Flujo de Fondos ÍTEM
Año 0
Año 1
Año 2
132
Año 3
Año 4
UTILIDAD NETA 115.342.159,1 111.821.921,3 126.956.431,6 126.956.431,6 (-) INV. EN 306802,5 ACTIVOS FIJOS (+) 18181,25 18181,25 18181,25 18181,25 DEPRECIACIONES (+)VALOR 72725 RESIDUAL (-) INV. EN 25100 ACTIVOS DIFERIDOS (+)AMORTIZACION 6275 6275 6275 6275 DE A.D. (-) INV.EN KW 14699125,36 0 1469912,536 0 (+) INV.EN KW 16169037,9 (+) PRESTAMO 14906027,86 (-) 1595243,102 1707229,168 1827076,655 1955337,437 AMORTIZACION FLUJO EN -125000 EFECTIVO NETO 113.771.372,3 108.669.235,8 125.153.811,2 125.025.550,4 VAN (10%)= TIR = B/C =
372536850,0 75% 1,537
Los valores obtenido del TIR Y DEL VAN son positivos y mayores y por tanto el proyecto es factible.
11. Bibliografía
133
(1) Procesos de transferencia de calor; Donald Kern; Mc Graw Hill, USA (2) Diseño en Ingeniería Quimica; Ray Sinnot/ Gavin Towler; ed. Reverté, 5ª edición; Barcelona, España (3) US 3847968 (4) Chemical Enginears, Senior Design Final Report; Professor J.A. Syker, 2006; USA (5) “Datos Económicos-Industriales” , Artículo publicado por el INE, ref. 258-CB. (6) H.Scott Fogler, Elementos de ingeniería de las reacciones químicas, (cuarta edición), Pearson Education. (7) H. Alvarez Roldan, J. Castro, J. Hincapie, A. Restepo, A. Ocampo (2012)Diseño conceptual, planta de produccion de acetona por medio de alcohol isopropilico. Recuperado el 15 de enero del 2016 desde: http://es.scribd.com (8) Lopez Perez Violeta Mariel (2004), Obtencion de acetone a partir de alcohol isopropilico. Universidad Veracruzana. Mexico. Recuperado el 15 de enero del 2016 desde: http://es.scribd.com (9) Treybal E.R. “Mass transfer operations” . Segundo edicion. (10)
134
APÉNDICE 1: Diagrama de la planta
APÉNDICE 2: Tablas resumen del balance de masa y energía
135
APÉNDICE 1: Diagrama de la planta
136
138
APÉNDICE 2: Tabla resumen del balance de masa BALANCE DE MASA 1
2
3
4
5
6
7
2-PROPANO
2749,993
2786,4963
2786,4963
2786,4963
2786,4963
225,5607
225,5607
225,5607
11,2306
AGUA
112,4142
117,5015
117,5015
117,5015
117,5015
117,5015
117,5015
117,5015
7,0665
0,0701
0,0701
0,0701
0,0701
2475,1053
2475,1053
2475,1053
378,3575
85,9103
85,9103
85,9103
85,8486
ACETONA HIDROGENO CO2 SO2 C O2 N2
8
9
10
93,6785
APÉNDICE 2: Tabla resumen del balance de masa BALANCE DE MASA 1
2
3
4
5
6
7
2-PROPANO
2749,993
2786,4963
2786,4963
2786,4963
2786,4963
225,5607
225,5607
225,5607
11,2306
AGUA
112,4142
117,5015
117,5015
117,5015
117,5015
117,5015
117,5015
117,5015
7,0665
0,0701
0,0701
0,0701
0,0701
2475,1053
2475,1053
2475,1053
378,3575
85,9103
85,9103
85,9103
85,8486
2904,0678
2904,0678
2904,0678
2904,0678
482,5031
93,6785
ACETONA HIDROGENO
8
9
10
93,6785
CO2 SO2 C O2 N2 S total
2862,4072
2904,0678
2904,0678
2904,0678
139
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
2-PROPANO
3,2861
7,9445
214,3301
222,2746
0,7411
0,7411
0
0,7411
221,5335
184,6599
AGUA
21,7119
79,033
110,435
189,468
6,1113
6,1113
0,0013
6,11
183,3568
178,2199
ACETONA
271,1251
107,2323
2096,7479
2203,9802
2203,8999
2203,8999
0,7243
2203,1756
0,083
0,0082
HIDROGENO
85,8466
0,002
0,0617
0,0637
0,0637
0,0637
0,049
0,0138
0
0
381,9698
194,2119
2421,5746
2615,7865
2210,816
2210,816
0,7756
2210,0403
404,9706
362,888
CO2 SO2 C O2 N2 S total
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
2-PROPANO
3,2861
7,9445
214,3301
222,2746
0,7411
0,7411
0
0,7411
221,5335
184,6599
AGUA
21,7119
79,033
110,435
189,468
6,1113
6,1113
0,0013
6,11
183,3568
178,2199
ACETONA
271,1251
107,2323
2096,7479
2203,9802
2203,8999
2203,8999
0,7243
2203,1756
0,083
0,0082
HIDROGENO
85,8466
0,002
0,0617
0,0637
0,0637
0,0637
0,049
0,0138
0
0
381,9698
194,2119
2421,5746
2615,7865
2210,816
2210,816
0,7756
2210,0403
404,9706
362,888
28
CO2 SO2 C O2 N2 S total
140
21
22
23
24
2-PROPANO
36,8736
0,3687
36,5049
36,5049
AGUA
5,1368
0,0514
5,0855
5,0855
25
26
27
3603
3603
950,3194
29
30
31
13,9086
66,3984
66,3984
21
22
23
24
2-PROPANO
36,8736
0,3687
36,5049
36,5049
AGUA
5,1368
0,0514
5,0855
5,0855
25
26
27
3603
3603
950,3194
28
29
30
31
13,9086
66,3984
66,3984
CO2
187,9152
187,9152
SO2
0,56632
0,56632
141
ACETONA
0,0722
0,0007
0,0715
0,0715
HIDROGENO
0
0
0
0
5,8323
C
51,25
O2
1,001
10,8928
11,8912
11,8912
N2
0,3534
753,3176
753,3176
753,3176
S
0,4129 777,766
1011,0856
1011,0856
total
42,0826
0,4208
41,6619
41,6619
3603
3603
950,3194
58,913
ACETONA
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N2
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753,3176
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S
0,4129 777,766
1011,0856
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total
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41,6619
3603
3603
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142
APÉNDICE 3
58,913
APÉNDICE 3
143
APÉNDICE 4
144
APÉNDICE 5
145
APÉNDICE 6
146
APÉNDICE 7
147
