1UNIVERSIDAD MAYOR DE SAN SIMON FACULTAD DE CIENCIAS Y TECNOLOGÍA “PRODUCCIÓN DE DIISOPROPILBENCENO A PARTIR DE CUMENO Y PROPILENO” Docente: Ing. Balderrama Idina José Luis Materia: Diseño de Plantas Nombre: Serrudo Puma Karla Vanessa Carrera: Ingeniería Química Fecha: 06/12/2013 COCHABAMBA-BOLIVIA 2 INDICE 1. INTRODUCCIÓN……………………………………………………………………..5 2. JUSTIFICACIÓN…………………………………………………………..................5 3. ANTECEDENTES DEL PROYECTO……………………………………………....7 4. MERCADO Y CAPACIDAD DE LA PLANTA………………………………………9 5. MATERIAS PRIMAS E INSUMOS…………………………………………………12 5.1. CLASIFICACIÓN DE LA MATERIA PRIMA………………………………….12 5.2. COSTOS DE LA MATERIA PRIMA…………………………………………...17 6. UBICACIÓN Y EMPLAZAMIENTO………………………………………………...19 7. INGENIERÍA DEL PROYECTO……………………………………………………23 7.1. DIAGRAMA DEL PROCESO………………………………………………….23 7.2.DIAGRAMA DE BLOQUES…………………………………………………….24 7.3. BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍA………………………………………25 7.3.1 BALANCE DE MASA……………………………………………........25 7.3.2. BALANCE DE ENERGÍA……………………………………………27 7.4. DETALLE DE LOS BALANCES DE MASA Y ENERGIA………………….29 8. DISEÑO DE EQUIPOS………………………………………………………………62 8.1. DISEÑO DEL VESSEL (A -111)………………………………………………..62 8.2. DISEÑO DE LA BOMBA (L – 113)……………………………………………..63 3 8.3. DISEÑO DE LA BOMBA (L -112)………………………………………………65 8.4. DISEÑO DEL MEZCLADOR (M – 114)………………………………………..67 8.5. DISEÑO DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR (E – 115)…………………..67 8.6. DISEÑO DEL HORNO (Q – 110)………………………………………………72 8.7. DIEÑO DEL REACTOR (R – 120)……………………………………………..75 9. ESTIMACIÓN DE COSTOS DE LOS EQUIPOS…………………………………80 10. EVALUACIÓN FINANCIERA…………………………………………………….100 4 RESUMEN EJECUTIVO El Cumeno se obtiene a partir de benceno y propileno mediante la reacción de alquilación Reacción principal: C3H6 + C6H6 => C6H5-C3H7 Propileno benceno cumeno Reacción secundaria: C3H6 + C6H5-C3H7 => C3H7-C6H4-C3H7 Propileno cumeno diisopropil benceno (DIPB) Se utilizan como materias primas benceno (puro) y propileno. La reacción se lleva a cabo en presencia de un catalizador, que es el ácido fosfórico. El benceno se mantiene en exceso para limitar la cantidad del subproducto DIPB producida. Los reactantes se alimentan líquidos desde sus tanques de almacenamiento respectivos. Después de bombear los reactantes hasta la presión dictada por las condiciones de operación del catalizador, se vaporizan y se calientan hasta la temperatura de reacción. A la salida del reactor, los productos se enfrían para condensar esencialmente todo el cumeno, junto con el DIPB y el benceno no reaccionado. El propileno y el propano se separan del líquido pudiendo aprovecharse su valor como combustible, mientras que el cumeno bruto se envía a dos torres de destilación. La primera torre separa el benceno del cumeno y el DIPB, recirculándose el benceno de nuevo a las condiciones de entrada al reactor. La segunda torre efectúa la separación del cumeno y el DIPB obteniéndose un cumeno del 99.8 % de pureza. El DIPB se puede vender como combustible. 5 1. INTRODUCCIÓN Uno de los procesos para la fabricación de fenol y acetona está basado en la oxidación de cumeno, partiendo de la fabricación del propio cumeno. Este proceso consiste en la alquilación del benceno con propileno, usa como materias primas benceno y propileno para formar, mediante alquilación, cumeno y propiisopropilbenceno, PIPB, como principal subproducto. En la etapa de transalquilación el PIPB es reaccionado con benceno para formar más cumeno. Tanto el reactor de alquilación como el de transalquilación utilizan ácidos como catalizador. El cumeno producido es separado y purificado en el tren de destilación de la mezcla eficiente de reacción. En la segunda etapa, planta de fenol, el cumeno es oxidado con aire para obtener hidroperóxido de cumeno (CHP) en un reactor multietapa en una fase líquida, la mezcla es entonces destilada en un sistema de vacío. El CHP concentrado es entonces escindido a fenol y acetona en presencia de ácido como catalizador. El fenol y la acetona son purificados por destilación. El alfa-metil-estireno, principal subproducto de la reacción de descomposición del CHP, es hidrogenado para formar de nuevo cumeno o bien purificarlo en la planta de alfa-metil-estireno para su comercialización. 2. JUSTIFICACIÓN En nuestro país no existe una planta de isopropilbenceno, las fábricas que necesitan este compuesto necesariamente se ven obligadas a importarlo. En Bolivia no existe una Planta productora de Cumeno, ni se ha formulado un diseño de prefactibilidad para su instalación, su carencia imposibilita la producción de acetona, fenol (proceso Hock). Este producto químico mejora el índice de octano de los carburantes. La Sociedad Nacional de Industrias recomienda que el producto es esencial para la producción de diversos 6 derivados petroquímicos y del gas natural muy valiosos que en nuestro medio aún no se desarrolla y por ende se propone la construcción de esta planta química dirigido a nuestras necesidades así como las necesidades de los países de nuestra región que no cubren significativamente a sus industrias de este insumo. La presencia de propileno en el gas natural puede ser aprovechado para la obtención del isopropilbenceno y de esta manera aumentar el valor agregado del producto. La petroquímica en nuestro país está en su mayor auge, es este momento el que debemos aprovechar para incorporar nuevas plantas que suministren productos de beneficio no solo nacional sino internacional, el cumeno como bien ya se mencionó anteriormente es la materia prima para la obtención de fenol y acetona, y a continuación mostramos un cuadro donde se muestra la importancia de esta en los diversos procesos: CUADRO 1: Oportunidades de mercado BENCENO estireno cumeno ciclohexano poliestireno fibras nylon hules sintéticos Fenol resinas fenólicas resinas acrílicas butadieno Acetona plásticos etil benceno alquilfenoles Cluster de los Clúster de los Aromáticos Aromáticos Oportunidades BUTANO resinas ciclohexanona 7 CUADRO 2: Oportunidades de mercado Se puede observar en el cuadro 1Y 2 que el mercado para la petroquímica es amplio, en estos dos cuadros explicamos como el propileno y el benceno llega a obtener muchas cosas, y en este proyecto se verá la producción de cumeno. 3. ANTECEDENTES Los hidrocarburos aromáticos, principalmente benceno, tolueno, xilenos y etilbenceno, son compuestos básicos de partida para la síntesis de materias primas plásticas, cauchos sintéticos y otros productos orgánicos de interés industrial. La mayor parte se obtiene del petróleo, y sólo una pequeña proporción del carbón. PROPILENO polipropileno acrilonitrilo óxido de propileno fibras textiles fibras acrílicas plastificantes resinas Espuma Poliuretano plásticos Cluster del Cluster del Propileno Propileno isopropanol ácido acrílico resinas solventes ésteres de ácido acético Glicoéteres Polioles glicoles propilénicos Oportunidades Solventes especialidades 8 3.1 Procesos de transformación de aromáticos Dado que la industria química tiene una demanda de hidrocarburos aromáticos que no puede satisfacerse con la distribución de aromáticos obtenida directamente de las gasolinas reformadas y de pirólisis, se han desarrollado procesos de transformación de hidrocarburos aromáticos entre sí. De un modo global, el objetivo de estos procesos es contrarrestar el exceso de oferta de tolueno y el defecto de las de benceno y xilenos. Los procesos más significativos son: - Hidrodesalquilación de tolueno - Isomerización del m-xileno - Desproporcionamiento de tolueno y transalquilación con trimetilbencenos. 3.2 Derivados del Benceno El consumo de benceno se distribuye del siguiente modo: 52 % EB, intermedio para la fabricación del estireno; 18 % cumeno, intermedio para la fabricación de fenol; 16 % ciclohexano, empleado para fabricar caprolactama y ácido adípico; 14 % otros derivados: anhídrido maleico, nitrobenceno, alquilbenceno sulfonatos, clorobenceno, etc. El derivado mayoritario, EB, se transforma por deshidrogenación en estireno, monómero de partida para la fabricación de polímeros y copolímeros termoplásticos, elastoméricos y resinas de poliéster no saturado. El cumeno, obtenido por alquilación con propileno, se transforma en fenol, materia prima para la obtención de resinas de fenol-formaldehído o en otros derivados que también se emplean como materias primas plásticas, concretamente la caprolactama y el bisfenol A. El ciclohexano, obtenido por deshidrogenación del benceno, se emplea en la obtención de caprolactama y ácido adípico, materias primas de poliamidas. 9 Entre los derivados minoritarios, el anhídrido maleico (fabricado también a partir de compuestos C4) es otro intermedio en la fabricación de plásticos; el nitrobenceno se emplea en su mayor parte en la fabricación de anilina (colorantes) y los LABS (alquilbenceno sulfonatos lineales) son surfactantes aniónicos empleados en la formulación de detergentes. 4. MERCADO Y CAPACIDAD DE LA PLANTA 4.1 ESTUDIO DE MERCADO Los estudios anteriores sobre el tema en los últimos años son escasos en nuestro país, mas no en otros países como México y Brasil . Además la empresa española Pavco de producción de tuberías plásticas llevara a cabo la producción de propileno y polipropileno utilizando gas natural para el 2012 en sus instalaciones en Perú. Observando el escenario prometedor para la producción de cumeno, debido a que se producirá propileno y al boom del gas natural , se vio necesaria establecer si una planta de este tipo puede ser rentable. El isopropilbenceno es muy utilizado a nivel mundial, en Asia en países como ser Taiwán y Japón importan volúmenes grandes de esta materia prima a pesar de contar con plantas que se dedican a obtener esta materia prima, en América el principal consumidor de isopropilbenceno es EEUU, que al igual que los dos anteriores países importa el cumeno. China importa actualmente isopropilbenceno para incrementar su capacidad en la producción de fenol y acetona esto ya se da desde el año 2007 y aun pretende aumentar la capacidad de producción de estas dos plantas hasta el año 2012. Además la demanda creciente para el bis-fenol A y las resinas fenolicas darán a lugar a una fuerte demanda para el isopropilbenceno en el continente Asiático en las próximas décadas. 10 ANALISIS DE LA OFERTA Los principales ofertantes de isopropilbenceno en nuestro continente son EEUU, México y Brasil. La producción de cumeno es estos países se detalla a continuación en la tabla 1: Tabla # 1 : Oferta de cumeno en el mundo LOCALIZACION CAPACIDAD DE PRODUCCION (KTon) Estados Unidos 1302 Europa Oriental 196 Japón 396 Otros lugares de Asia 34 Fuente: Montedison USA., Inc. (1985) ANALISIS DE LA DEMANDA En conocida la demanda del isopropilbenceno a nivel mundial, esta demanda es creciente debido al uso del cumeno en la producción de derivados del fenol y la acetona, tal es el caso del bis-fenol A, resinas fenólicas y caprolactama. En la tabla 2 se detalla el consumo de cumeno a nivel mundial: Tabla # 2: Demanda de cumeno en el mundo LOCALIZACION CONSUMO DE CUMENO (KTon) Estados Unidos 2345 Europa Oriental 1098 Japón 1987 Otros lugares de Asia 123 Fuente: Montedison USA., Inc. (1985) 11 ANALISIS DE LA OFERTA Y LA DEMANDA En la tabla 3 se muestra la oferta, la demanda y la demanda insatisfecha del cumeno a nivel mundial: Tabla # 3: Análisis de la oferta y demanda del cumeno CAPACIDAD DE PRODUCCION (KTon) CONSUMO DE CUMENO (KTon) DEMANDA INSATISFECHA (KTon) 1302 2345 1043 196 1098 902 396 1987 1591 34 123 89 Fuente: elaboración propia 4.2 CAPACIDAD DE LA PLANTA Capacidad de planta y condiciones de operación. La planta en la cual se trabajara producirá Cumeno por una reacción de alquilación en fase vapor. La capacidad de la planta o producción anual de cumeno es del orden de 90 000 Ton/año de Cumeno al 99% de pureza. Se asume que un año es igual a 330 días, siendo los 35 días restantes del año utilizados para mantenimiento general de la planta, y que los trabajos diarios son distribuidos en 3 turnos de 8 horas cada uno. 12 5. MATERIAS PRIMAS E INSUMOS 5.1 CLASIFICACIÓN DE LA MATERIA PRIMA BENCENO El benceno es un hidrocarburo polinsaturado de fórmula molecular C 6 H 6 , con forma de anillo (se le llama anillo bencénico, o aromático, ya que posee un olor característico) y puede considerarse una forma polisaturada del ciclohexano. En el benceno cada átomo de carbono ocupa el vértice de un hexágono regular, ocupa dos valencias con los dos átomos de carbonos adyacentes, una tercera valencia con un átomo de hidrógeno y la cuarta denominada 'oculta' dirigiéndola hacia el centro del anillo hexagonal formada en algunos casos de carbono y en otros de alguna base nitrogenada. Cada átomo de carbono comparte su electrón libre con toda la molécula (según la teoría de orbitales moleculares), de modo que la estructura molecular adquiere una gran estabilidad y elasticidad. El benceno es un líquido incoloro de aroma dulce y sabor ligeramente amargo, similar al de la hiel. Se evapora al aire rápidamente y es poco soluble en agua. Es sumamente inflamable, volátil y se forma tanto en procesos naturales como en actividades humanas. Del benceno se derivan otros hidrocarburos de este tipo entre los que se encuentran: el tolueno, el orto-xileno, el meta-xileno y el para-xileno y otros llamados polinucleicos que son el naftaleno, el fenantreno, antraceno y el pireno. El benceno se usa en grandes cantidades en los Estados Unidos y Bolivia. Se encuentra en la lista de los 20 productos químicos de mayor volumen de producción. Algunas industrias usan el benceno como punto de partida para manufacturar otros productos químicos usados en la fabricación de plásticos, resinas, nilón y fibras sintéticas como lo es el kevlar y en ciertos polímeros. También se usa benceno para hacer ciertos tipos de gomas, lubricantes, tinturas, detergentes, medicamentos y pesticidas. Los volcanes e incendios forestales 13 constituyen fuentes naturales de benceno. El benceno es también un componente natural del petróleo crudo, gasolina y humo de cigarrillo. Reactividad La reacción típica del benceno es la de sustitución aromática y puede seguir tres caminos: - Electrofílica - Nucleofílica - De radicales libres Las reacciones de sustitución aromática más corrientes son las originadas por reactivos electrofílicos. La capacidad del benceno para actuar como un dador de electrones se debe a la polarización del núcleo bencénico. Las reacciones típicas del benceno son las de sustitución. Los agentes de sustitución utilizados con más frecuencia son: - Cloro - Bromo - Ácido nítrico - Ácido sulfúrico concentrado y caliente PRINCIPALES DERIVADOS DEL BENCENO El benceno se obtiene a partir de las reformadoras de nafta, de la desintegración térmica con vapor de agua de la gasolina, de las plantas de etileno y por desalquilación del tolueno. En el cuadro 3 siguiente veremos una descripción de sus derivados principales. 14 CUADRO 3. Principales derivados del benceno PROPILENO El propileno (H 2 C=CH–CH 3 ) es un hidrocarburo perteneciendo a los alquenos, incoloro e inodoro. Es un homólogo del etileno. Como todos los alquenos presenta el doble enlace como grupo funcional. Estructura química del propeno. Síntesis El propeno es uno de los productos de la termólisis del petróleo. Se separa de los demás productos como el etileno por destilación a baja temperatura. Aplicaciones El propeno es el producto de partida en la síntesis del polipropileno. La polimerización se puede llevar a cabo de forma radicalaria aunque en la polimerización catalítica se obtienen productos con mejores calidades que además son mejor controlables. Los catalizadores empleados eran originalmente del tipo Ziegler-Natta. En la actualidad se están sustituyendo por otros sistemas basados en zirconocenos. 15 La adición de agua en condiciones polares da iso-propanol que puede ser oxidado a la acetona. En condiciones radicalarias se obtiene n-propanol. Reacciones Con oxidantes fuertes como el permanganato (MnO 4 – ) o el tetróxido de osmio (OsO 4 ) el propeno es oxidado al propan-1,2-diol. La oxidación con oxígeno en presencia de óxido de plata como catalizador da el óxido de propileno, un epóxido que se utiliza en la síntesis de algunos plásticos o pegamento. Productos derivados del propileno Los derivados del propileno se pueden clasificar según el propósito al que se destinen, en productos de refinería y productos químicos. Se trató el primer caso en los capítulos anteriores, cuando hablamos de la producción de combustibles de alto octano por medio de los procesos de alquilación y de polimerización. El segundo caso es el que implica la producción de petroquímicos, aprovechando la elevada reactividad que tienen las moléculas de propileno. Su doble ligadura nos permite introducir dentro de la misma una gran variedad de heteroátomos como el oxígeno, nitrógeno, agua, y otros hidrocarburos. Las moléculas de propileno poseen una reactividad mayor que las del etileno. Algunas de las reacciones que se hacen con el etileno, como la hidratación con ácido sulfúrico para la obtención de etanol, se pueden hacer con el propileno pero en condiciones menos severas. El cuadro 4 nos describe algunos de los derivados importantes del propileno y sus usos principales. 16 CUADRO 4. Principales derivados del propileno Las reacciones de polimerización tanto del etileno como del propileno se describen en el capítulo correspondiente a los plásticos, resinas y elastómeros. ACIDO FOSFORICO El ácido fosfórico es un compuesto químico de fórmula H 3 PO 4 . Propiedades químicas Este ácido tiene un aspecto líquido transparente, ligeramente amarillento. Normalmente, el ácido fosfórico se almacena y distribuye en disolución. Se obtiene mediante el tratamiento de rocas de fosfato de calcio con ácido sulfúrico, filtrando posteriormente el líquido resultante para extraer el sulfato de calcio. Otro modo de obtención consiste en quemar vapores de fósforo y tratar el óxido resultante con vapor de agua. 17 Usos El ácido es muy útil en el laboratorio debido a su resistencia a la oxidación, a la reducción y a la evaporación. Entre otras aplicaciones, el ácido fosfórico se emplea como ingrediente de bebidas no alcohólicas como por ejemplo de la Gaseosa Coca Cola, como pegamento de prótesis dentales, como catalizador, en metales inoxidables y para fosfatos que se utilizan, como ablandadores de agua, fertilizantes y detergentes. Propiedades físicas - Densidad relativa (agua = 1): 1,68 - Solubilidad en agua: Muy elevada - Presión de vapor a 20 °C: 4 Pa - Densidad relativa de vapor (aire = 1): 3,4 - Peso molecular (1 mol) 5.2 COSTOS DE LA MATERIA PRIMA CUADRO 5: Capacidad de producción instalada en el mundo de productos petroquímicos básicos e intermedios en 2006. (Millones de toneladas por año) 18 En el cuadro 5 podemos observar que la disponibilidad de Benceno en el año 2006 es de aproximadamente 46.4 millones de toneladas al ano, lo que es favorable para la planta, ya que es claro que no tendremos problemas de disponibilidad de esta materia prima. La disponibilidad de propileno para el año 2006 es de aproximadamente 28.6 millones de toneladas al año. A continuación en el cuadro 6 mostramos las principales companias productoras de productos petroquímicos a nivel mundial, entre los cuales destacan nuestras dos materias primas: el benceno y el propileno. CUADRO 6: Principales compañías productoras de productos petroquímicos (Capacidad de producción anual en miles de toneladas métricas anuales) 19 6. UBICACIÓN Y EMPLAZAMIENTO 6.1 LOCALIZACION DE LA PLANTA La localización de la planta de Cumeno va a depender de diferentes factores, estos tienen un peso de acuerdo a su importancia, luego mediante el método de factores ponderados hallaremos una posible ubicación. Factores a Considerar: Disponibilidad. La disponibilidad de las materias primas como propileno, o en todo caso su predecesor el gas natural (propano ,metano, etano) el cual se utiliza en la producción plásticos así como su uso en combustible primordialmente , y diversos productos. Teniendo en cuenta en que actualmente se ésta fomentando la industrialización del gas natural para la producción de productos petroquímicos, 20 este va hacer considerado como el punto de partida para la disponibilidad de materias primas. Mercados Este factor va a depender del uso del cumeno , las principales aplicaciones para el cumeno en nuestro mercado están como deluente para las pinturas, las lacas y los esmaltes, y como componente de algunos solventes .También se utiliza en los catalizadores de polimerización para fabricación de plásticos , catalizador para acrílicos y tipo resinas de poliéster, y como materia prima para los peróxidos y los catalizadores de oxidación. Taiwán, Japón y EEUU importan volúmenes grandes de cumeno para la producción del fenol. China se pronostica importar cumeno para incrementar su capacidad significativa de 32% durante 2007-2012 para suministrar este compuesto en sus plantas de fenol y acetona en su país Disponibilidad de energía El Proceso de producción de cumeno, tiene como principal materia prima al propileno el cual se obtiene en un proceso exotérmico, aplicando un sistema de integración energética pinch podemos solucionar una parte de la disponibilidad de energía, pero además al tener como disponibilidad, el uso del gas natural podría ser una solución a esta, claro pero antes se tendría que hacer un análisis económico de estas posibilidades. 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 21 antes, en climas muy fríos, muy cálidos, muy secos, o muy húmedos. El proceso industrial pierde eficacia. Además, estos climas se corresponden con densidades de población muy bajas, es decir, por un lado están lejos de los mercados, y por otro lejos de los trabajadores, a los que hay que alojar en las inmediaciones a costa de la empresa. Suministros de mano de obra Este factor tiene un peso importante a la hora de elegir la ubicación de una planta. En la siguiente figura 5 se puede apreciar los salarios mínimos en latinoamérica, pero no solo es un factor importante el costo de mano de obra si no también la calidad de mano de obra y también la disponibilidad de esta misma. CUADRO 5: Método de factores ponderados para la localización de una planta Como ya hemos enumerados diferentes factores que afectan a la hora de elegir la localización de una planta, a cada uno de estos se le ha dado un peso respectivo de acuerdo a su importancia. 22 Hemos considerado 3 alternativas de ubicación teniendo en cuenta los mismos factores, y de estos hemos elegido según su peso ponderado cual sería la mejor alternativa. Alternativa A Cochabamba Alternativa B Tarija Alternativa C Santa Cruz FACTORES Peso relativo Alternativa A Alternativa B Alternativa C Disponibilidad de materia prima 0,25 5 7 6 Mercados 0,15 8 7 8 Disponibilidad de energía 0,15 4 4,5 4 Clima 0,05 9 7 7 Instalaciones de Transporte 0,25 9 8 8 Suministros de Mano de Obra 0,15 7 8 8 Peso Total 1 6,8 7,025 6,85 Tabla # 4 : La mejor opción sería localizar la planta en el Departamento de Tarija. 23 7. INGENIERIA DEL PROYECTO 7.1 DIAGRAMA DEL PROCESO R - 120 : Reactor 24 7.2 DIAGRAMA DE BLOQUES 25 7.3 BALANCE DE MASA Y ENERGÍA 7.3.1 BALANCE DE MASA TABLA #5: Balance de masa en Kmol/h Componentes Corrientes de proceso C H N2 O2 S CO2 SO2 H2O BENCENO 111.0 312.9 312.9 312.9 312.9 312.9 209.64 209.64 PROPILENO 111.0 1.19 111.0 1.19 112.19 112.19 112.19 2.47 2.47 PROPANO 5.55 6.01 5.55 6.01 11.56 11.56 11.56 11.56 11.56 ISOPROPILBENCENO 96.79 96.79 DIISOPROPILBENCENO 6.463 6.463 TOTAL 111.0 116.55 320.1 116.55 320.1 436.62 436.62 436.62 326.923 326.923 1 2 3 4 5 6 7 8 9 1 26 Componentes Corrientes de proceso C 32.745 H 44.71 O2 0.24 48.42 86.86 N2 0.097 183.39 183.39 S 0.099 CO2 32.75 SO2 11.18 H2O 4.83 0.35 BENCENO 8.3856 201.25 201.25 PROPILENO 1.235 1.235 1.235 PROPANO 5.78 5.78 5.78 ISOPROPILBENCENO 0.9679 95.826 95.826 95.826 93.91 1.916 DIISOPROPILBENCENO 0.065 6.398 6.398 6.398 0.128 6.27 TOTAL 16.4335 310.489 208.265 102.224 102.224 94.038 8.186 77.89 236.64 314.53 1 1 1 1 1 1 1 1 1 2 27 7.3.2 BALANCE DE ENERGÍA TABLA #6: Balance de energía Descripción Temperatura (C) 25 25 83 25 83 25 60 350 120 70 Presión (bar) 24.3 23.5 24.3 31.5 31.5 31.25 31.25 31.25 1.75 1.75 Flujo (Kmol/h) 111.0 116.55 320.1 116.55 320.1 436.65 436.65 436.65 326.93 326.93 Densidad (Kg/l) 0.879 0.804 0.879 0.804 0.879 0.837 0.819 Viscosidad (CP) 0.65 0.23 0.31 0.23 0.31 0.27 0.23 0.17 0.205 0.24 Cap.Cal.(Kcal/KgC) 0.41 0.595 0.47 0.595 0.47 0.5325 0.5176 0.4330 0.512 0.498 Entalpia (Kcal) 3.36 * 10 6 4263680.7 3481751.4 736231.98 1 2 3 4 5 6 7 8 9 1 28 Descripción Temperatura (C) 60 40 115 90 90 170 148 Presión (bar) 1.75 1.75 1.75 1.75 1.9 1.75 1.75 Flujo (Kg/h) 16.43 310.49 209.10 102.224 102.224 94.038 8.186 Densidad (Kg/m3) Viscosidad (CP) 0.015 0.50 0.22 Cap.Cal.(Kcal/KgC) 0.67 0.50 0.489 0.564 0.564 0.583 0.595 Entalpia (Kcal) -3481751.40 -429639.15 582712.1 353553.83 526254.05 3481751.4 1 1 1 1 1 1 1 29 7.4 DETALLE DE LOS BALANCES DE MASA Y ENERGIA BALANCES DE MASA a) Balance de masa mezclador Flujo molar de Benceno al 99% de pureza Balance para el benceno: m b1 + m b13 = m b3 Balance para el propileno: m pr13 = m pr3 Balance para el propano: m p13 = m p3 Mezclador 30 b) Balance en la bomba Balance para el benceno: m b3 = m b5 Balance para el propileno: m pr3 = m pr5 Balance para el propano: m p3 = m p5 Bomba 31 c) Balance en la bomba Balance para el benceno: m b2 = m b4 Balance para el propileno: m pr2 = m pr4 Balance para el propano: m p2 = m p4 Bomba 32 d) Balance en el mezclador Balance para el benceno: m b4 + m b5 = m b6 Balance para el propileno: m pr4 + m pr5 = m pr6 Balance para el propano: m p4 + m p5 = m p6 Mezclador 33 e) Balance en el Intercambiador Balance para el benceno: m b6 = m b7 Balance para el propileno: m pr6 = m pr7 Balance para el propano: m p6 = m p7 Intercambiador 34 f) Balance en el Calentador Balance para el benceno: m b7 = m b8 Balance para el propileno: m pr7 = m pr8 Balance para el propano: m p7 = m p8 Calentador 35 g) Balance en el reactor Reaccion # 1 Conversión del propileno: 97.8 % Conversión del benceno: 33% Conversión global: 93% Reactor 36 Reacción secundaria: C 3 H 6 + C 6 H 5 -C 3 H 7 ÷ C 3 H 7 -C 6 H 4 -C 3 H 7 Propileno Isopropilbenceno diisopropil benceno (DIPB) 37 h) Balance en el Intercambiador Balance para el benceno: m b9 = m b10 Balance para el propileno: m pr9 = m pr10 Balance para el propano: m p9 = m p10 Balance para el isopropilbenceno (IPB): M IPB9 = m IPB10 Balance para el diisopropil benceno (DIPB): M DIPB9 = m DIPB10 Intercambiador 38 i) Balance en el separador flash Balance para el benceno: m b10 = m b11 +m b12 Balance para el propileno: m pr10 = m pr11 + m pr12 Balance para el propano: m p10 = m p11 + m p12 Balance para el isopropilbenceno (IPB): M IPB10 = m IPB11 + m IPB12 Balance para el diisopropil benceno (DIPB): M DIPB10 = m DIPB11 + m DIPB12 - Se condensa el 96% de benceno separador flash 39 - Se condensa el 99% de IPB y DPIB - Se condensa el 50% de propileno y propano 40 j) Balance en el destilador Balance para el benceno: m b12 = m b13 +m b14 Balance para el propileno: m pr12 = m pr13 + m pr14 Balance para el propano: m p12 = m p13 + m p14 Balance para el isopropilbenceno (IPB): M IPB12 = m IPB13 + m IPB14 Balance para el diisopropil benceno (DIPB): M DIPB12 = m DIPB13 + m DIPB14 - Se vaporiza el 100% de benceno Destilador 41 - Se condensa el 100% de IPB y DPIB - Se vaporiza el 100% de propileno y propano 42 k) Balance en la bomba Balance para el isopropilbenceno (IPB): M IPB14 = m IPB15 Balance para el diisopropil benceno (DIPB): M DIPB14 = m DIPB15 Bomba 43 l) Balance en el destilador Balance para el isopropilbenceno (IPB): M IPB15 = m IPB16 + m IPB17 Balance para el diisopropil benceno (DIPB): M DIPB15 = m DIPB16 + m DIPB17 - Se vaporiza el 98 % de IPB - Se vaporiza el 98 % de DIPB Destilador 44 m) Balance de masa para el horno Calor requerido para calentar el flujo ̇ ̇ Horno 45 Cantidad de combustible requerido ̇ ̇ ̇ El rendimiento del proceso es del 93 %, entonces la masa de combustible por hora requerido para este rendimiento es de: ̇ ̇ ̇ ̇ Balance de masa Para la cantidad de combustible, calcular la cantidad de aire Combustible residual # 6 Porcentaje (%) C 87 H 9.9 O 1.7 N 0.6 S 0.7 Ceniza 0.1 46 Las reacciones básicas que se dan: C + O2 CO2 4H + O2 2H2O S + O2 SO2 Composición del aceite a la entrada Requerimiento de oxigeno ̇ ̇ Requerimiento de aire ̇ Considerando un exceso del 10 % de aire 47 ̇ ̇ ̇ ̇ Cantidad de H2O en el aire H2O en el aire } Gases de Combustión Cantidad de oxigeno y nitrógeno en el combustible (Molecular) 48 BALANCE DE ENERGIA a) Balance de Energia Mezclador Balance de energía para la temperatura T 3 : T 1 *m 1 + T 13 *m 13 = T 3 *m 3 b) Balance en la bomba Mezclador Bomba 49 c) Balance en la bomba Bomba 50 d) Balance en el mezclador e) Balance en el Intercambiador Mezclador Intercambiador 51 Para la Corriente 7 λvbenceno = 93 Kcal/Kg Tebbenceno = 80 ˚C mb7= 312.9 Kmol/h Yb = 0.72 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp PMp = 78*0.72 + 42*0.26 + 42*0.02 PMp = 67.92 λvpropileno = 220 Kcal/Kg Tebpropileno = -48 ˚C m pr7 = 112.19 Kmol/h Y pr = 0.26 λvpropano = 105 Kcal/Kg Tebpropano = -42 ˚C m p7 = 11.56 Kmol/h Y p = 0.02 Calculo de los calores de vaporización: ∆Hv = λv ∆Hv benceno = ∆Hv benceno = 2269776.6 ∆Hv propileno = ∆Hv propileno = 1036635.6 ∆Hv propano = ∆Hv propano = 50979.6 52 ∆Hv = ∆Hv benceno + ∆Hv propileno + ∆Hv propano ∆Hv = 2269776.6 +1036635.6 + 50979.6 ∆Hv = 3.36 * 10 6 f) Balance en el calentador PM p = 67.92 ∆Hv = Cp*∆T Calentador 53 g) Balance en el reactor Reaccion # 1 Conversión del propileno: 97.8 % Conversión del benceno: 33% Conversión global: 93% Reacción secundaria: C 3 H 6 + C 6 H 5 -C 3 H 7 ÷ C 3 H 7 -C 6 H 4 -C 3 H 7 Propileno isopropilbenceno diisopropil benceno (DIPB) Reactor 54 Para la corriente 9 Yb = 0.64 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB PMp = 78*0.64 + 42*0.0076 + 42*0.0035 + 120*0.296 + 162*0.0198 PMp = 90.44 Y pr = 0.0076 Y p = 0.0035 Y IPB = 0.296 Y DIPB = 0.0198 ∆Hv = Cp*∆T h) Balance en el intercambiador Intercambiador 55 ∆Hv = Cp*∆T i) Balance en el separador flash Separador flash 56 Para la corriente 10 Yb = 0.64 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB PMp = 78*0.64 + 42*0.0076 + 42*0.0035 + 120*0.296 + 162*0.0198 PMp = 90.44 Y pr = 0.0076 Y p = 0.0035 Y IPB = 0.296 Y DIPB = 0.0198 ∆Hv = Cp*∆T Para la corriente 11 Yb = 0.51 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB PMp = 78*0.51 + 42*0.075 + 42*0.35 + 120*0.059 + 162*0.0039 PMp = 65.34 Y pr = 0.075 Y p = 0.35 Y IPB = 0.059 Y DIPB = 0.0039 ∆Hv = Cp*∆T 57 Para la corriente 12 Yb = 0.65 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB PMp = 78*0.65 + 42*0.0040 + 42*0.0186 + 120*0.31 + 162*0.021 PMp = 92.25 Y pr = 0.0040 Y p = 0.0186 Y IPB = 0.31 Y DIPB = 0.021 ∆Hv = Cp*∆T j) Balance en el destilador Destilador 58 Para la corriente 13 Yb = 0.96 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB PMp = 78*0.96+ 42*0.0059 + 42*0.0277 + 120*0.0 + 162*0.0 PMp = 76.29 Y pr = 0.0059 Y p = 0.0277 Y IPB = 0.0 Y DIPB = 0.0 ∆Hv = Cp*∆T 59 Para la corriente 14 Yb = 0.0 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB PMp = 78*0.0 + 42*0.0 + 42*0.0 + 120*0.937 + 162*0.063 PMp = 122.646 Y pr = 0.0 Y p = 0.00 Y IPB = 0.937 Y DIPB = 0.063 ∆Hv = Cp*∆T k) Balance en la bomba Bomba 60 l) Balance en el destilador Para la corriente 16 YIPB = 0.998 PMp = PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB PMp = 120*0.998 + 162*0.0014 PMp = 119.98 Y DIPB = 0.0014 Destilador 61 ∆Hv = Cp*∆T Para la corriente 17 YIPB = 0.234 PMp = PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB PMp = 120*0.234+ 162*0.766 PMp = 152.172 Y DIPB = 0.766 ∆Hv = Cp*∆T 62 Kmol h 8. DISENO DE EQUIPOS 8.1 DISEÑO DEL VESSEL (A-111) Datos: F m = 320.1 - Peso molecular promedio PM = 78*0.9775 +42*3.72x10^-3 + 42*1.8775x10^-2 PM = 77.1898 kg/kmol - Volumen de la mezcla ρ Por razones de seguridad el volumen de Vessel tendrá una capacidad para almacenar el doble del volumen de la mezcla. V= 56.218 m 3 V= ח*r 2 *h r 2 *h = 17.89 La altura del vessel es seis veces el radio del recipiente h= 6r 17.89 =6*r 3 r= 1.439 m D = 2.8785 m h = 8.634 m -3 63 8.2 BOMBA (L-113) Datos G = 24708.45 Kg/h Se asume un diámetro de tubería de 2 1/2 IPS similar al del ánulo del intercambiador: [] [] Los valores respectivos para la fricción de succión y descarga asumidos son los siguientes: [ ] [ ] Asumimos que el tanque de succión se encuentra a presión atmosférica y que la descarga está sujeta a una presión manométrica: [ ] [ ] Cálculo del Flujo Volumétrico. [ ] [ ] [ ] Cálculo de la Carga Desarrollada por la Bomba. Donde: 64 [ ] [ ] [ ] Cálculo de la Potencia de la Bomba. Asumiendo una eficiencia del 85%: [ ] [] Cálculo de la Carga Neta de Succión. La presión de benceno: [ ] [ ] [ ] [ ] [ ] 65 8.3 BOMBA (L-112) Datos G’ = 4895.1 Kg/h Se asume un diámetro de tubería de 2 1/2 IPS similar al del ánulo del intercambiador: [] [] Los valores respectivos para la fricción de succión y descarga asumidos son los siguientes: [ ] [ ] Asumimos que el tanque de succión se encuentra a presión atmosférica y que la descarga está sujeta a una presión manométrica: [ ] [ ] Cálculo del Flujo Volumétrico. [ ] [ ] [ ] Cálculo de la Carga Desarrollada por la Bomba. Donde: 66 [ ] [ ] [ ] Cálculo de la Potencia de la Bomba. Asumiendo una eficiencia del 65%: [ ] [] Cálculo de la Carga Neta de Succión. La presión de propileno: [ ] [ ] [ ] [ ] [ ] 67 8.4 MEZCLADOR (M-114) m = 436.62 kmol/h PM promedio = 78*0.7166 + 42*0.2570+0.42*0.02648 PM promedio = 67.80kg/mol m = 436.62 kmol/h * 67.80kg/1kmol =29603.26 kg/h m = 8.223 kg/s = 0.837 kg/L Para un volumen de 7.5 m las dimensiones serán: V =ח r 2 h h = 6r 7.5/ח = r 2 h 7.5/ ח = r 2 *h 7.5/ ח = r 2 * 6r r = 7.5/ ח *6 r = 0.736 m h = 4.42 m 8.5 INTERCAMBIADOR DE CALOR (E-115) Requerimos enfriar la mezcla proveniente del horno de pirolisis, para tal efecto necesitamos diseñar un intercambiador basado en las condiciones de operación que tenemos: 3 68 Para la terminal fría: T (°C) μ(cp) Vapor de Agua 35 0,9045 Mezcla 25 0,023 ; trabajamos con las temperaturas promedios. Propiedades del vapor de agua y la mezcla a las correspondientes temperaturas promedio: T (°C) μ(Kg/m-s) Cp (Kcal/Kg- ˚C) K (Kcal/h- m-˚C) Vapor de Agua 67.5 2.6 1 0.567 Mezcla 42.5 2.98 0.5250 0.468 Cálculo del Flujo Másico de Agua Requerido. [ ] Cálculo de la Media Logarítmica de la Temperatura. [] Cálculo de Calor requerido. 69 [ ] Cálculo del Coeficiente de Transferencia de Calor para la Tubería (h io ). Para el diseño se ha considerado una tubería de 1 1/4 IPS. [] [] ( ) ( ) [ ] [ ] - Número de Reynolds: ( ) - Número de Prandt: ( ) ( ) ( ) [ ] [ ] 70 Cálculo del Coeficiente de Transferencia de Calor para el Ánulo (h o ). Para el diseño se ha considerado 2 IPS. [] [] ( ) ( ) ( ) [ ] [ ] Diámetro Equivalente para el Ánulo. [] Número de Reynolds: ( ) Número de Prandt: ( ) ( ) ( ) [ ] Cálculo del Coeficiente de Transferencia Limpio (U L ). [ ] 71 Cálculo del Coeficiente de Transferencia de Diseño (U D ). Para el diseño se ha considerado un factor de obstrucción de 0.001 para ambos lados de la tubería. [ ] Cálculo de Área de Tubería. [ ] Cálculo de la Longitud de la Tubería. Para la tubería de 1 1/4 : [ ] Se dispone de cierto número de horquillas de 12.19 pies de longitud: [] [] Cálculo del Número de Horquillas. La longitud de la horquilla (L horquilla ) será la longitud por dos: [ ] 72 8.6 HORNO (Q-110) Para el diseño del horno usaremos el método de Lobo-Evans - Eficiencia del horno Para fines de cálculo consideraremos un 2% de perdidas por la pared Donde: T stack = temperatura de entrada a chimenea ºF Eff = Eficiencia del horno Ex air = porcentaje de exceso de aire a los quemadores. Para: T stack = 300 [˚F] Ex air = 10% Reemplazando en la formula tenemos: Eff = 0.93 Eff = 93% - Calor requerido para calentar el flujo ∆Hv = Cp*∆T 73 - Cantidad de combustible ̇ ̇ ̇ El rendimiento del proceso es del 93 %, entonces la masa de combustible por hora requerido para este rendimiento es de: ̇ ̇ ̇ ̇ ̇ - Calculo del calor recibido ( ) Para: hc=2 A= 2*α*Acp F=0.57 σ=1 ( ) Suponemos Ts= 400 [˚F] y Tg= 793 [˚F] 74 - Calculo de la superficie - Calculo del numero de tubos Se usaran tubos de: Do= 0.42 pies L= 15 pies ח - Calculo del Acp Donde: Pt= 0.875 pies Para α=0.937 75 - Calculo de la superficie refractaria - Calculo del área exterior de tubos 8.7 REACTOR (R-120) Se usara un reactor de lecho empacado r k c c k RT p b 1 1 1 4 35 10 2490 = = × ÷ | \ | . | mole / g cat sec . exp . Donde: Las unidades de la energía de activación son kcal/mol, Las unidades de la concentración son mol/L temperatura esta en K Las unidades de la temperatura son en Kelvin. DATOS 76 - Tabla estequiometrica Propileno (A) Nao -Nao*Xa Nao*(1-Xa) Benceno (B) Nbo -Nao*Xa Nao*(θ b -Xa) Cumeno (C) 0 Nao*Xa Nao*Xa - Las concentraciones están dadas por: - Calculo de la fracción - Balance de masa 77 Donde: - Balance de energía - Caída de presión Resolviendo las tres ecuaciones diferenciales en Polymath, tenemos una tabla que nos indica la cantidad de masa de catalizador, la conversión, temperatura y caída de presión, esta tabla se detalla a continuación: 78 - Según ala tabla la masa de catalizador que se requiere es de 5 Kg para obtener una conversión de 0.9639 para el propileno, esto concuerda con los datos teoricos obtenidos de la bibliografía, que indica que la conversión de propileno para este tipo de reacción es de 0.97. m [g] Xa T [K] Y 0 0 623 1 250 0.0084 645.76 0.98 500 0.0201 665.90 0.95 750 0.0383 685.82 0.92 1000 0.0780 698.56 0.89 1250 0.0980 714.98 0.84 1500 0.2134 729.15 0.79 1750 0.3987 703.21 0.76 2000 0.4254 675.89 0.73 2250 0.4898 645.98 0.69 2500 0.5202 623.65 0.65 2750 0.5465 598.97 0.59 3000 0.5934 575.32 0.53 3250 0.6138 554.80 0.48 3500 0.6945 530.50 0.42 3750 0.7866 520.48 0.36 4000 0.8332 515.33 0.30 4250 0.8967 493.15 0.24 4500 0.9423 464.91 0.16 4750 0.9578 421.46 0.10 5000 0.9639 398.38 0.053 79 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 1.2 0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 Conversion en funcion de la masa de catalizador Xa 0 100 200 300 400 500 600 700 800 0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 Temperatura en funcion de la masa de catalizador T [K] 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 1.2 0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 Caida de presion en funcion de la masa de catalizador Y 80 9. ESTIMACION DE COSTOS DE LOS EQUIPOS Cálculos de estimación de la inversión fija utilizando la técnica de bare module cost (CBM) Cálculos realizados por la técnica de Bare Module Cost (CBM).Las tablas utilizadas son las que se encuentran a continuación y son del libro: “Analysis, Síntesis, and Design of Chemical Processes” del autor Richard Turton en la segunda edición. a. Costo estimado para el tanque de mezclado (Equipo A-111): Dimensiones: Longitud: 4.008 m Diámetro: 1.34 m Condiciones de operación: T = 25 0 C P = 24.3 bar Volumen = (3.1416xD 2 xL)/4 = (3.1416x1.4 2 x4.2)/4 = 5.65 m 3 De la figura A.7 para Vessel horizontal: Para: V = 7.65 m 3 Cp o /V = 3653 $/m 3 Cp o = 3653 $/m 3 x7.65m 3 = $ 27950 Fp = 0.0063 00315 . 0 ] ) 1 (P 0.6 - 2[850 D 1) (P + + × + = 0.0063 00315 . 0 ] ) 1 (1 0.6 - 2[850 1.4 1) (1 + + × + = 0.76 De la tabla A.3 Numero de identificación = 18 En la figura A.8 FM = 1 De la tabla A.4: B1 = 1.49 B2 = 1.52 C BM (2001-USA) = Cp o (B 1 +B 2 xFpxF M ) = $ 27950x (1.49+1.52x0.76x1) = $ 73933 C BM (2007-USA) = $ 73933x (1.2002) = $ 88734 C BM (2007-PERU) = $ 88734x (1.37) = $ 121566 81 b. Costo estimado de la bomba (Equipo L-113): Centrifugal, 85% efficient, driver rated at 11 Hp Condiciones de operación: Presión de entrada = 24.3 bar Presión de salida = 31.5 bar De la figura A.3: Para: Ws = 11 Hp (8.2 KW) Cp o /Ws = 414 $/KW Cp o = 414 $/KWx 8.2 KW = $ 3400 De la tabla A.2 C1 = -0.3935 C2 = 0.3957 C3 = -0.00226 LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP) 2 LogFp = -0.3935 + 0.3957xLog31.5 - 0.00226x (Log31.5) 2 Fp = 1.56 De la tabla A.3 Numero de identificación = 37 En la figura A.8 FM = 1 De la tabla A.4: B1 = 1.89 B2 = 1.35 C BM (2001-USA) = Cp o (B 1 +B 2 xFpxF M ) = $ 3400x (1.89+1.35x1.56x1) = $ 13586 C BM (2007-PERU) = $ 13586x (1.2002) x (1.37) = $ 22340 c. Costo estimado de la bomba (Equipo L-112): Centrifugal, 65% efficient, driver rated at 2.24 KW Condiciones de operación: Presión de entrada = 23.5 bar Presión de salida = 31.5 bar De la figura A.3: Para: Ws = 2.24 KW Cp o /Ws = 2150.9 $/KW Cp o = 2150.9 $/KWx21.9 KW = $ 4818 82 De la tabla A.2 C1 = -0.3935 C2 = 0.3957 C3 = -0.00226 LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP) 2 LogFp = -0.3935 + 0.3957xLog31.25 - 0.00226x (Log31.25) 2 Fp = 1.51 De la tabla A.3 Numero de identificación = 37 En la figura A.8 FM = 1 De la tabla A.4: B1 = 1.89 B2 = 1.35 C BM (2001-USA) = Cp o (B 1 +B 2 xFpxF M ) = $ 4818x (1.89+1.35x1.51x1) = $ 18928 C BM (2007-PERU) = $ 18298x (1.2002) x (1.37) = $ 31123 d. Costo estimado del intercambiador de calor (Equipo E-115): Feed vaporizer Área = 54.51 m 2 Condiciones de operación: Presión de entrada = 31.25 bar Presión de salida = 31.25 bar De la figura A.5: Intercambiador tubo múltiple. Para: A = 54.52 m 2 Cp o /A = 133.5 $/m 2 Cp o = 133.5 $/m 2 x54.52 m 2 = $ 7280 De la tabla A.2 C1 = 0 C2 = 0 C3 = 0 LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP) 2 Fp = 1.0 De la tabla A.3 Numero de identificación = 1 En la figura A.8 FM = 1 83 De la tabla A.4: B1 = 1.74 B2 = 1.55 C BM (2001-USA) = Cp o (B 1 +B 2 xFpxF M ) = $ 7280x (1.74+1.55x1x1) = $ 23951 C BM (2007-PERU) = $ 23951x (1.2002) x (1.37) = $ 39382 e. Costo estimado para el Calentador (Equipo Q-110): Q = 1772 KW Condiciones de operación: Presión de entrada = 31.25 bar Presión de salida = 31.25 bar De la figura A.4: Stream Boiler. Para: Q = 1772 KW Cp o /Q = 83 $/KW Cp o = 83 $/KW x1772 KW = $ 147076 De la tabla A.2 C1 = 2.594072 C2 = -4.23476 C3 = 1.722404 LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP) 2 LogFp = 2.594072 - 4.23476xLog31.25 + 1.722404x (Log31.25) 2 Fp = 1.30 De la tabla A.3 Numero de identificación = 18 En la figura A.8 FM = 1 De la tabla A.4: B1 = 2.25 B2 = 1.82 C BM (2001-USA) = Cp o (B 1 +B 2 xFpxF M ) = $ 147076x (2.25+1.82x1.30x1) = $ 678903 C BM (2007-PERU) = $ 678903x (1.2002) x (1.37) = $ 1116303 84 f. Costo estimado del Reactor catalítico (Equipo R-120): Volumen = 4.1 m 3 Condiciones de operación: Presión de entrada = 31.25 bar Presión de salida = 1.75 bar Tomaremos como referencia el dato para el Vessel De la figura A.7 para Vessel vertical: Para: V = 6.5 m 3 Cp o /V = 4300 $/m 3 Cp o = 4300 $/m 3 x6.5m 3 = $ 27950 Fp = 0.0063 00315 . 0 ] ) 1 (P 0.6 - 2[850 D 1) (P + + × + = 0.0063 00315 . 0 ] ) 1 (31.25 0.6 - 2[850 1 1) (31.25 + + × + = 3.58 De la tabla A.3 Numero de identificación = 18 En la figura A.8 FM = 1 De la tabla A.4: B1 = 2.25 B2 = 1.82 C BM (2001-USA) = Cp o (B 1 +B 2 xFpxF M ) = $ 27950x (2.25+1.82x3.58x1) = $ 245000 C BM (2007-USA) = $ 24500x (1.2002) = $ 294050 C BM (2007-PERU) = $ 294050x (1.37) = $ 402850 g. Costo estimado del intercambiador de calor (Equipo E-131): Reactor effluent Área = 533 m 2 Condiciones de operación: Presión de entrada = 1.75 bar Presión de salida = 1.75 bar 85 De la figura A.5: Air cooler. Para: A = 533 m 2 Cp o /A = 210 $/m 2 Cp o = 210 $/m 2 x533 m 2 = $ 111930 De la tabla A.2 C1 = -0.1250 C2 = 0.15361 C3 = -0.02861 LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP) 2 LogFp = -0.1250 + 0.15361xLog31.25 - 0.02861x (Log31.25) 2 Fp = 0.04 De la tabla A.3 Numero de identificación = 10 En la figura A.8 FM = 1 De la tabla A.4: B1 = 0.96 B2 = 1.21 C BM (2001-USA) = Cp o (B 1 +B 2 xFpxF M ) = $ 111930x (0.96+1.21x0.04x1) = $ 112870 C BM (2007-PERU) = $ 112870x (1.2002) x (1.37) = $ 185589 h. Costo estimado para la unidad Flash (Equipo D-130): Dimensiones: Longitud: 5.2 m Diámetro: 1 m Condiciones de operación: Presión de entrada = 1.75 bar Presión de salida = 1.75 bar Volumen = (3.1416xD 2 xL)/4 = (3.1416x1 2 x5.2)/4 = 4.1 m 3 De la figura A.7 para Vessel vertical: Para: V = 4.1 m 3 Cp o /V = 7140 $/m 3 Cp o = 7140 $/m 3 x4.1m 3 = $ 29274 86 Fp = 0.0063 00315 . 0 ] ) 1 (P 0.6 - 2[850 D 1) (P + + × + = 0.0063 00315 . 0 ] ) 1 (31.25 0.6 - 2[850 1 1) (31.25 + + × + = 3.58 De la tabla A.3 Numero de identificación = 18 En la figura A.8 FM = 1 De la tabla A.4: B1 = 2.25 B2 = 1.82 C BM (2001-USA) = Cp o (B 1 +B 2 xFpxF M ) = $ 27274x (2.25+1.82x3.58x1) = $ 256604 C BM (2007-USA) = $ 256604x (1.2002) = $ 307976 C BM (2007-PERU) = $ 307976x (1.37) = $ 421927 i. Costo estimado de la bomba (Equipo E-151): Centrifugal, 75% efficient, driver rated at 1.0 KW Condiciones de operación: Presión de entrada = 1.75 bar Presión de salida = 1.9 bar De la figura A.3: Para: Ws = 1.0 KW Cp o /Ws = 2500 $/KW Cp o = 2500 $/KWx1.0 KW = $ 2500 De la tabla A.2 C1 = 0 C2 = 0 C3 = 0 LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP) 2 Fp = 1.0 De la tabla A.3 Numero de identificación = 37 En la figura A.8 FM = 1 De la tabla A.4: B1 = 1.89 B2 = 1.35 87 C BM (2001-USA) = Cp o (B 1 +B 2 xFpxF M ) = $ 2500x (1.89+1.35x1x1) = $ 8100 C BM (2007-PERU) = $ 8100x (1.2002) x (1.37) = $ 13320 j. Costo estimado del condensador y reboiler de las columnas de destilación: Benzene condenser Área = 151 m 2 Condiciones de operación: Presión de entrada = 1.75 bar Presión de salida = 1.75 bar De la figura A.5: Air cooler. Para: A = 151 m 2 Cp o /A = 450 $/m 2 Cp o = 450 $/m 2 x1.51 m 2 = $ 67950 De la tabla A.2 C1 = 0 C2 = 0 C3 = 0 LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP) 2 Fp = 1.0 De la tabla A.3 Numero de identificación = 10 En la figura A.8 FM = 1 De la tabla A.4: B1 = 0.96 B2 = 1.21 C BM (2001-USA) = Cp o (B 1 +B 2 xFpxF M ) = $ 67950x (0.96+1.21x1x1) = $ 147452 C BM (2007-PERU) = $ 147452x (1.2002) x (1.37) = $ 242451 - De la misma manera para el condensador de la segunda columna y los reboiler. 88 TABLA #7: Resultado de costos obtenidos de los equipos importados para la producción del Cumeno RESULTADO DE COSTO OBTENIDOS DE LOS EQUIPOS IMPORTADOS AL PERU PARA LA PRODUCCION DEL CUMENO TIPO DE EQUIPOS COSTOS $ Tanque de mezclado 121566 Bomba 22340 Bomba 31123 Intercambiador de calor 39382 Calentador 11163,03 Reactor catalítico 402850 Intercambiador de calor 185589 Unidad Flash 421927 Bomba 13320 Condensador y reboiler 242451 Calculo del costo del reactor 36986,48 Columna de destilación 1 26541,2 Columna de destilación 2 181882 COSTO TOTAL EQUIPOS = 304414 $ COSTO TOTAL EQUIPOS = 304.414 miles de $ 89 TABLA #8: Costo de equipos 90 91 COSTO DE COMPRESORES 92 93 94 95 96 97 98 99 100 10. EVALUACION FIANCIERA PLANTA DE PROCUCCIÓN DE CUMENO Cuadro Nº1 Capacidad Instalada y Condiciones de Operación Cantidad Unidad Capacidad de Producción 90000 TON / año Tiempo de Operación 330 dias/año 101 Cuadro Nº2 Programa de producción y ventas Años Uso de Capacidad Producción (TON) Ventas (TON) Ventas (Miles de $) 2010 75% 67500 67500 81000 2011 80% 72000 72000 86400 2012 85% 76500 76500 91800 2013 90% 81000 81000 97200 2014 95% 85500 85500 102600 2015 100% 90000 90000 108000 2016 100% 90000 90000 108000 2017 100% 90000 90000 108000 2018 100% 90000 90000 108000 2019 100% 90000 90000 108000 Precio del Producto 1,2 mil $ / TON 102 Costo de planta Cantidad (miles de $) Maquinarias y Equipos 304,42 Instalación y Montaje 120 Total Costo de Planta 424,42 Inversión Fija Depreciable Cantidad (miles de $) Edificaciones 100 Maquinarias y Equipos 304,4 Instalación y Montaje 120 Total Inversión Fija Depreciable 524,4 Concepto Monto (miles de $) Terreno 80 Edificaciones 100 Maquinarias y Equipos 304,4 Gastos instalación, montaje y otros 120 Gastos Pre-operativos 40 Prueba de Pre-arranque 2544 Inversión Fija Total 3188 Cuadro Nº3 Inversión Fija Inversión Fija 103 Cuadro Nº4 Costos Variables Unitarios Concepto Unidad Insumo / Kg Producto Precio de insumo $ / Kg Producto CVU (MIl$ / TON) a. Costo de Manufactura benceno Kg 0,7614 0,2705 0,2059587 propileno Kg 0,4315 0,209 0,0901835 Combustible Gal 0,6 0,5 0,3 Otros Costos Variables 0,3 Total Costo de Manufactura 0,9 b. Gastos de Ventas (5% precio de venta) 5% 0,06 c. Costos Administrativos 0 Total Costos Variables Unitarios 0,96 104 Cuadro Nº5 Costos Fijos Concepto Porcentaje $/mes $/año Miles $/año a. Costo de Manufactura Gastos Directos de fabricación Mano de obra directa (MOD) 11640 162960 163 Gastos Indirectos de fabricación Mano de obra indirecta(MOI): %MOD 20% 32,6 Supervisión directa: %(MOD+MOI) 20% 39,1 Suministros: % del costo de planta 1% 4,2442 Mantenimiento y reparación: % costo de planta 6% 25,4652 Control de Calidad: % del MOD 15% 24,4 Depreciación: % Inv. Fija Depreciable 10% 52,4 Seguro de Fábrica: % Inv. Fija Depreciable 3% 15,732 Gastos generales de planta: % Inv. Fija Depreciable 0,50 % 2,622 Sub total de Costo de Manufactura Fijos 359,6 b. Gastos de Ventas 0 c. Gastos Administrativos (14 meses) 12000 168000 168 Total de Costos Fijos 528 Total de Costos Fijos Desembolsables (sin depreciación) 475,2 Para determinar el MOD (mano de obra directa) Número de Operadores 24 Número de sueldos al año 14 Sueldo 485 $/(mes*operario) 105 Produccion Año 1 67500 TON Base de producción 0,5 mes Producción en la base 2812,5 TON Miles de $ Costos Variables de Manufactura 2520,4 Costos Fijos: MOD 23,3 Total 2543,7 Cuadro Nº6 Pruebas de Pre - arranque 106 Cuadro Nº7 Capital de Trabajo Produccion Año 1 67500 TON Base de producción 1 mes Producción en la base 5625 TON Miles $ Costos Variables Total 5378,3 Costos Fijos desembolsables 39,6 Total 5417,9 Condiciones Financieras Monto de Prestamo 1913 miles de $ Plazo 7 años Periodo de Gracia 2 años Tasa de Interés 16% Liquidable Semestralmente Forma de desembolso 60% al inicio de la obra 40% al final de la obra Duración de la Obra 1 año Tasa Semestral 8% Cuadro Nº8 Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Inversión Fija 107 60% de la Inversión Fija Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Inversión Fija Semestre Capital Adeudado Pago de Intereses Amortización Préstamos Servicio de la Deuda 0 1148 0 Periodo 1 1148 92 0 92 Duracion de la Obra de 2 1913 92 0 92 Gracia 3 1913 153 0 153 Año 1 4 1739 153 174 327 5 1565 139 174 313 Año 2 6 1391 125 174 299 7 1217 111 174 285 Año 3 8 1043 97 174 271 9 869 83 174 257 Año 4 10 696 70 174 243 11 522 56 174 230 Año 5 12 348 42 174 216 108 13 174 28 174 202 Año 6 14 0 14 174 188 Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Inversión Fija Año Intereses Servicio de la deuda Pre Operativa 184 184 1 306 480 2 264 612 3 209 556 4 153 501 5 97 445 6 42 390 Total 1255 3168 109 Condiciones Financieras Monto de Prestamo: 2709 miles de $ Plazo 3 Años Periodo de Gracia 1 Año Tasa de Interès 20% Liquidable Semestralmente Forma de desembolso: 100% al final de la obra Duración de la Obra: 1 año Tasa semestral 10% Al 50 % de capital de trabajo Semestre Capital adeudado Pago de Intereses Amortización Préstamo Servicio de la deuda 0 0 0 0 0 1 0 0 0 0 Duracion de 2 2709 0 0 0 la obra Periodo 3 2709 271 0 271 Año 1 de Gracia 4 2167 271 542 813 5 1625 217 542 759 Año 2 6 1084 163 542 704 7 542 108 542 650 Año 3 8 0 54 542 596 Cuadro Nº9 Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Capital de Trabajo 110 Año Intereses Servicio de la deuda Pre Operativa 0 0 1 542 1084 2 379 1463 3 163 1246 Total 921 3793 Relacion D/C 1,1 Deuda 53% Capital 47% Cuadro N° 10 Plan de Inversión y Financiamiento (Miles $) Cuenta Inversión Deuda Capital Inversión Fija 3188 1913 1275 Capital de Trabajo 5418 2709 2709 Interesos Pre Operativos 184 0 184 Total 8790 4622 4168 111 Componente 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 Ingreso por Ventas 81000 86400 91800 97200 102600 108000 108000 108000 108000 108000 Costos Costos Variables (CV) 64540 68842 73145 77448 81750 86052,798 86052,798 86052,798 86052,798 86052,798 Costos Fijos (CF) 528 528 528 528 528 528 528 528 528 528 Total Costos 65067 69370 73672 77975 82278 86580 86580 86580 86580 86580 Utilidad Operativa 15933 17030 18128 19225 20322 21420 21420 21420 21420 21420 Intereses 848 644 371 153 97 42 0 0 0 0 UAI 15085 16387 17756 19072 20225 21378 21420 21420 21420 21420 Impuestos (30%) 4525 4916 5327 5722 6067 6413 6426 6426 6426 6426 Utilidad Neta 10559 11471 12429 13350 14157 14965 14994 14994 14994 14994 Cuadro Nº11 Estado de Pérdidas y Ganancias (Miles de $) 112 Cuadro Nº12 Flujo Caja Componente 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 1 Ingreso por ventas 81000 86400 91800 97200 102600 108000 108000 108000 108000 108000 Egresos Operativos Costos Variables 64540 68842 73145 77448 81750 86053 86053 86053 86053 86053 Costos Fijos (sin cosiderar depresiación) 475 475 475 475 475 475 475 475 475 475 Impuesto a la renta (30%) 4525 4916 5327 5722 6067 6413 6426 6426 6426 6426 2 Total Egresos 69540 74233 78947 83644 88293 92941 92954 92954 92954 92954 3=1-2 Saldo Caja Operativo 0 11460 12167 12853 13556 14307 15059 15046 15046 15046 15046 4 Inversión Total 8790 5=3-4 Fondos generados (Global Económico) -8790 11460 12167 12853 13556 14307 15059 15046 15046 15046 15046 6 Servicio a la deuda 0 1564 2075 1803 501 445 390 0 0 0 0 7 Crédito Total 4622 8=5-6-7 Saldo Caja 2 (Flujo Financiero) - 13411 9896 10092 11050 13055 13862 14669 15046 15046 15046 15046 113 FONDO GENERADO ECONOMICO GLOBAL año Fondo Generado Económico Global (x) 1 11460 2 12167 3 12853 4 13556 5 14307 6 15059 7 15046 8 15046 9 15046 10 20586 114 Uso de Capacidad Producción (TON) Costos Fijos(CF) Costos Variables(CV) Costo del Producto (CP) Ventas Utilidad 0% 0 528 0 528 0 -528 10% 9000 528 8605 9133 10800 1667 20% 18000 528 17211 17738 21600 3862 30% 27000 528 25816 26343 32400 6057 40% 36000 528 34421 34949 43200 8251 50% 45000 528 43026 43554 54000 10446 60% 54000 528 51632 52159 64800 12641 70% 63000 528 60237 60765 75600 14835 80% 72000 528 68842 69370 86400 17030 90% 81000 528 77448 77975 97200 19225 100% 90000 528 86053 86580 108000 21420 Producción (TON) Uso de Capacidad Punto de equilibrio 65700 73,0% Cuadro Nº13 Punto de Equilibrio Operativo (Miles de $) 115 Cuadro Nº14 Punto de cierre de la Planta (Miles de $) Uso de la capacidad Producción (TON) Costos Fijos (Vivos) Costos Fijos (Hundidos) Costos Fijos (Totales) Costos Variables (CV) Costo del Producto (CP) Costo del Producto (Vivos) Ingreso por Venta Utilidad Liquidez 0% 0 475 52 528 0 528 475 0 -528 -475 10% 9000 475 52 528 8605 9133 9080 10800 1667 1720 20% 18000 475 52 528 17211 17738 17686 21600 3862 3914 30% 27000 475 52 528 25816 26343 26291 32400 6057 6109 40% 36000 475 52 528 34421 34949 34896 43200 8251 8304 50% 45000 475 52 528 43026 43554 43502 54000 10446 10498 60% 54000 475 52 528 51632 52159 52107 64800 12641 12693 70% 63000 475 52 528 60237 60765 60712 75600 14835 14888 80% 72000 475 52 528 68842 69370 69317 86400 17030 17083 90% 81000 475 52 528 77448 77975 77923 97200 19225 19277 100% 90000 475 52 528 86053 86580 86528 108000 21420 21472 Producción (TON) Uso de Capacidad Punto de cierre 65700 73,0% 116 Cuadro Nº 15 Carta Economica de la Producción Costos Unitarios Rentabilidad Uso de Capacidad Producción (TON) Costos Fijos Unitarios(CFU) Costos VariablesUnitarios(CVU) Costo del Producto Unitario (CPU) Ventas Utilidad ROI ROV 10% 9000 0 0,96 1,01 10800 1667 19% 15% 20% 18000 0 0,96 0,99 21600 3862 44% 18% 30% 27000 0 0,96 0,98 32400 6057 69% 19% 40% 36000 0 0,96 0,97 43200 8251 94% 19% 50% 45000 0 0,96 0,97 54000 10446 119% 19% 60% 54000 0 0,96 0,97 64800 12641 144% 20% 70% 63000 0 0,96 0,96 75600 14835 169% 20% 80% 72000 0 0,96 0,96 86400 17030 194% 20% 90% 81000 0 0,96 0,96 97200 19225 219% 20% 100% 90000 0 0,96 0,96 108000 21420 244% 20% 117 Cuenta Monto Representa Tasa Efectiva Ponderado Inversión Fija 3188 37% 16,6% 6% Capital de Trabajo 5418 63% 21,0% 13,2% Inversión Total 8606 19% Cuadro Nº 17 Cálculo del Costo de Capital Global Cuadro Nº 16 Costo promedio de la deuda Costo dinero en % Relación D/C Promedio Ponderado Deuda 19,4% 53% 10,2% Capital 16% 47% 7,6% Costo de Capital (COK) 17,8% 118 Costo de Capital (COK o tm) 17,8% Si VANE>0 ACEPTAR TIRE>tm ACEPTAR Si VANE<0 RECHAZAR TIRE<tm RECHAZAR Residual de la Inversión Fija Miles de $ Terreno 100% 80 Planta 10% 42,442 122,442 NOTA: TIRE MAYOR TASA MINIMA O COSTO DE CAPITAL GLOBAL SI SE ACEPTA EL PROYECTO TIRF MAYOR COSTO DEL CAPITAL DE TRABAJO SI ACEPTAN LOS ACCIONISTAS Cuadro Nº18 Cálculo del VANE (VAN económico) y TIRE (TIR económico) 119 DETERMINACIÓN DEL VANE Año Flujo Economico Operativo Inversiones Recuperación del Capital de Trabajo Residual de la Inversión Fija Flujo Económico Global Factor de descuento: para i=16,6%: VA 0 -8790 -8790 -8790 1,00 -8790 1 11460 0 0 0 11460 0,85 9730 2 12167 0 0 0 12167 0,72 8771 3 12853 0 0 0 12853 0,61 7867 4 13556 0 0 0 13556 0,52 7044 5 14307 0 0 0 14307 0,44 6312 6 15059 0 0 0 15059 0,37 5641 7 15046 0 0 0 15046 0,32 4786 8 15046 0 0 0 15046 0,27 4063 9 15046 0 0 0 15046 0,23 3450 10 15046 0 5418 122,442 20586 0,19 4007 VANE 52881 120 DETERMINACION DEL TIRE Para i = 22% Para i = 23% Flujo Económico Global Factor de descuento VA Flujo Económico Global Factor de descuento VA -8790 1,00 -8790 -8790 1,00 -8790 11460 0,82 9393 11460 0,81 9317 12167 0,67 8174 12167 0,66 8042 12853 0,55 7078 12853 0,54 6907 13556 0,45 6119 13556 0,44 5922 14307 0,37 5294 14307 0,36 5082 15059 0,30 4567 15059 0,29 4349 15046 0,25 3740 15046 0,23 3533 15046 0,20 3066 15046 0,19 2872 15046 0,17 2513 15046 0,16 2335 20586 0,14 2818 20586 0,13 2597 VAN 43973 VAN 42166 TIRE 46,3% VANE Aceptar TIRE Aceptar 121 Tasa mínima aceptable por los accionistas 16% Propósito Evaluar las potencialidades de la inversión de accionistas Si VANF>0 ACEPTAR TIRF>tm ACEPTAR Si VANF<0 RECHAZAR TIRF<tm RECHAZAR Determinación del VANF Año Flujo económico global Deuda Servicio de la deuda Flujo Financiero global Factor de descuento =16,0% VA 0 -8790 4622 0 -4168 1,00 -4168 1 11460 0 -1564 9896 0,86 8531 2 12167 0 -2075 10092 0,74 7500 3 12853 0 -1803 11050 0,64 7080 4 13556 0 -501 13055 0,55 7210 5 14307 0 -445 13862 0,48 6600 6 15059 0 -390 14669 0,41 6021 7 15046 0 0 15046 0,35 5324 8 15046 0 0 15046 0,31 4589 9 15046 0 0 15046 0,26 3956 10 20586 0 0 20586 0,23 4667 VANF 57310 122 VANE Aceptar TIRE Aceptar TIRE 52% Para i = 26% Para i = 25% Flujo Financiero Global Factor de descuento VA Flujo Financiero Global Factor de descuento VA -4168 1,00 -4168 -4168 1,00 -4168 9896 0,79 7854 9896 0,80 7917 10092 0,63 6357 10092 0,64 6459 11050 0,50 5524 11050 0,51 5658 13055 0,40 5180 13055 0,41 5347 13862 0,31 4365 13862 0,33 4542 14669 0,25 3666 14669 0,26 3845 15046 0,20 2984 15046 0,21 3155 15046 0,16 2368 15046 0,17 2524 15046 0,12 1880 15046 0,13 2019 20586 0,10 2041 20586 0,11 2210 VANF 38051 VANF 39510