SEPDGEST INSTITUTO TECNOLÓGICO DE MINATITLÁN ASIGNATURA: DISEÑO DE PROCESOS I TAREA: EJERCICIOS CAPITULO 2 y 3 DE ARTURO JIMENEZ EQUIPO:3 ALUMNOS: ESCAMILLA RAFAEL MARIA DE JESUS GALINDO GARCIA CLAUDIA LIZBETH HERNANDEZ LOPEZ MARIO ALBERTO CATEDRÁTICO: ING. REYES ESTUDILLO RENE MINATITLÁN VER., A 25 DE SEPTIEMBRE DE 2013 SNEST INDICE pág. Introducción……………………………………………………………………………...1 1.-Diagramas de proceso del problema 1 …………………………………………...2 2.- Diagramas de proceso del problema 2……………………………………….…..7 3.- Capitulo 2………………………………………………………………..…………...9 4.- Capitulo 3……………………………………………………………………………56 Conclusión…………………………………………………..………………………….90 Bibliografía………………………………………………………………………..…….90 INTRODUCCIÓN Un proceso industrial solo tiene estabilidad en el mercado si su aspecto económico es favorable. Se puede identificar tres tipos de niveles para el diseño de un proceso: 1.- diseño preliminar: se toma información básica del proyecto, con diseños aproximados y escenarios económicos simples, para llegar a un diagnostico preliminar sobre el potencial económico del proceso. Debe hacerse en forma rápida para tomar la decisión de continuar con el proyecto. 2.- estudio de preinversion: el panorama promisorio del proceso amerita un diseño más elaborado y un análisis económico más riguroso, con estimaciones de inversiones más confiables y costos de operación más desglosados. Se aplica el mismo tipo de lógica; el proceso debe volver a analizarse para examinar su potencial económico. 3.- diseño final, o ingeniería de detalle: se lleva con el fin de elaborar diseños finales y planos para la construcción del equipo. Cuando la tecnología es bien conocida, puede tenerse acceso a su costo de inversión a través de fuentes especializadas o del licenciador de la tecnología. Cuando el proceso está en desarrollo a escala, está en estimación generalmente no está disponible. Una estimación aceptable en un momento dado puede servir para discriminar alternativas o para evitar esfuerzos de tiempo y dinero en proyectos que no ofrezcan un buen potencial económico. Se verá los ejercicios del libro de Arturo Jiménez capítulo 2 y 3 para ver el estudio económico de diferentes procesos. 1 PROBLEMA 1: OBTENCION DEL FORMALDEHIDO APARTIR DE METANOL DIAGRAMA DE PROCESO Proceso de obtención de formaldehído a partir del metanol con catalizador de plata. REACCION CH4 + H2O CO + 3 H2 3 CH4 + CO2 + 2 H2 2 H2 + CO CH3OH CH2OH + ½ O2 CH3OH 4 CO + 8 H2 HCHO + H2O HCHO + H2 2 . generando así gases que se mezclan luego con vapor de agua. que es exotérmica. En las primeras plantas de la fabricación de formaldehído el metanol era oxidado por medio del uso de catalizadores de cobre. El monóxido y dióxido de carbono y el ácido fórmico son subproductos causados por otras reacciones. La mezcla de gases que sale del reactor contiene formaldehído. La mezcla es rápidamente enfriada en un generador de vapor de agua y luego en un intercambiador de calor con agua. hidrógeno y otros que se encuentran en pequeñas proporciones. y el resto por la segunda reacción.Proceso con catalizador de plata. En el proceso hay pérdidas físicas y pequeñas cantidades de metanol en el producto final por lo que el rendimiento global del metanol varía entre el 86% y 90% en peso. En la torre de absorción el formaldehído y el metanol pasan al agua que fluye en contracorriente. En resultado neto de ambas reacciones es una reacción exotérmica. La mezcla pasa por un sobrecalentador yendo luego hasta el catalizador de plata donde se produce la reacción antes mencionada. hidrógeno. que han sido casi completamente reemplazados por catalizadores de plata. gases inertes provenientes del aire y otros subproductos en menor proporción. Es decir del metanol que ingresa a la planta entre un 86% a un 90% en peso del mismo se transforma en formaldehído. Se genera una mezcla de alimentación soplando aire en un recipiente con metanol calentado. metanol. La reacción catalítica de oxidación ocurre a presión atmosférica y a una temperatura que ronda entre los 600ºC y 650ºC y puede ser representada por dos reacciones que ocurren simultáneamente. 3 . CH2OH + ½ O2 CH3OH HCHO + H2O DH = -156 KJ HCHO + H2 DH = 85 KJ Entre el 50% y el 60% es formado por la primera reacción. separándose de los gases inertes del aire. que es endotérmica. Posteriormente ingresa por la parte inferior de una torre de absorción. la cantidad de vapor de agua que puede agregarse a la mezcla es limitada. este gas es quemado con dos propósitos: generación de vapor y la eliminación de emanaciones de compuestos orgánicos y de monóxido de carbono a la atmósfera. La reacción ocurre en condiciones esencialmente adiabáticas con un gran aumento de la temperatura en la superficie de entrada del catalizador. El control del la temperatura es predominantemente por balance térmico en la forma de exceso de metanol o exceso de vapor de agua. Por lo tanto todas las partes de los equipos en contacto con soluciones calientes de formaldehído deben estar fabricadas con aceros inoxidables. El gas eliminado en la torre de absorción contiene un 20% (en moles) de hidrógeno y tiene un alto poder calorífico (2420 Kj/m3). el catalizador puede ser recuperado. El catalizador de plata tiene una vida útil satisfactoria. Otra variante del proceso es reutilizar el gas eliminado en la torre de absorción enviándolo al reactor. de esta manera no se requiere de la torre de destilación lográndose significativos ahorros en energía (pués la torre de destilación necesita ser calentada con vapor) y en la inversión requerida para instalar la planta. El formaldehído acuoso corroe los aceros al carbono.5% de metanol. pero el formaldehído en fase gaseosa no. entonces el vapor en la mezcla de alimentación puede ser aumentado de manera tal que la relación metanol aire siga siendo superior a la del límite superior de inflamabilidad y todo el metanol presente reacciona formando formaldehído. Este es fácilmente contaminado por el azufre. Con el incremento del costo de los combustibles y el incremento de la importancia del medio ambiente. que es muy sensible a la contaminación de los metales Variantes de este proceso 1. Este adicional de gas junto con vapor provee la masa 4 . en la alimentación. Si la planta busca obtener un producto entre el 50% y el 55% de formaldehído y no mas del 1. Esta es enfriada en un intercambiador de calor con circulación de agua y luego atraviesa un equipo de intercambio iónico donde se limita el ácido fórmico residual a las admisibles. Teóricamente el reactor y los equipos anteriores pueden estar fabricados de acero al carbono.La mezcla líquida formada por el formaldehído junto con el metanol en agua es o enviada a una torre de destilación fraccionada (rectificación) donde el metanol es recuperado para ser reutilizado en el reactor y se obtiene el formaldehído en solución acuosa a una concentración del 55% en peso. 2. especificadas por el productor.5% de metanol) es aceptable. de tres a ocho meses y luego de esta. pero en la práctica son usadas aleaciones para proteger el catalizador. Si un producto diluido (conteniendo de 40% al 45% de formaldehído y de 1% a 1. o ambos. necesaria para el balance térmico evitando la combustión del metanol sin necesidad de exceso de metanol y todo el metanol reaccionará en el catalizador para formar formaldehído. DIAGRAMA DE PROCESO Proceso de obtención de formaldehído a partir del metanol con catalizadores de óxidos de metales.óxido de molibdeno. y el metanol restante es transformado en un catalizador con oxidos de ciertos metales. La oxidación del metanol a formaldehído con catalizador de pentóxido de vanadio fue el primero de estos catalizadores y fue patentado en 1921. seguido en 1933 por la patente de un catalizador de acero . el producto es enfriado. Con este proceso se obtiene un producto con un 50% de formaldehído y 1% de metanol sin necesidad de la torre de destilación. En este caso el primer catalizador (de plata ) trabaja por sobre el límite de inflamabilidad superior y el segundo catalizador (de óxidos de metales) trabaja por debajo del límite inferior de inflamabilidad gracias al exceso de aire. 3. el cual es el mas 5 . parte del metanol es transformado en un catalizador de plata. se agrega exceso de aire. La recuperación del metanol puede ser obviada en un sistema de oxidación de dos etapas donde por ejemplo. Proceso con catalizadores con óxidos de metales. El producto abandona el reactor por la parte inferior de este.usado actualmente. cambios menos frecuentes pero el tiempo necesario para cambiarlos es mayor. Se llega a obtener un producto con una concentración de formaldehído superior al 55% y menos del 1% de metanol. Son. En 1952 fue puesta en operación la primera planta usando un catalizador de acero .óxido de molibdeno. El ácido fórmico es removido por intercambio de iones. El calor liberado en la reacción es utilizado para evaporar el fluído de transmisión de calor. luego este es condensado para generar vapor. 6 . Los catalizadores con óxidos de metales tienen una vida útil que varía entre 12 y 18 meses. Este gas está esencialmente compuesto por nitrógeno y oxígeno con componentes combustibles (dimetileter. Con un apropiado control de la temperatura una conversión del metanol mayor a un 99% puede ser mantenida. las presiones que sufren las empresas por mantener el medio ambiente hacen necesaria su incineración. El metanol es vaporizado y mezclado con aire y gas eliminado de la torre de absorción ingresando luego en el reactor donde atraviesa los tubos del catalizador. levemente superior al que se puede obtener en un proceso con catalizadores de plata. todo el formaldehído es obtenido por medio de reacciones exotérmicas a presión atmosférica y a una temperatura entre los 300ºC y los 400ºC. comparados con los catalizadores de plata más resistentes a los contaminantes. formaldehído y metanol) que representan solo un pequeño porcentaje del total. Se estima que el 70% de la capacidad productiva instalada usa este catalizadores formados por óxidos de metales. es enfriado antes de ingresar a la torre de absorción por la parte inferior de esta. Sin embargo. no se justifica económicamente incinerar el gas liberado en la torre de absorción para generar vapor. La ausencia de una torre de recuperación de metanol es una obvia ventaja sobre el método convencional con catalizador de plata. Estos catalizadores han sido mejorados por el agregado de óxido de otros metales y métodos de activación y preparación. De esta forma se controla la temperatura del reactor. La concentración final de formaldehído en el producto es controlada por el caudal de agua que ingresa a la torre de absorción por la parte superior de esta. monóxido de carbono. A diferencia con el proceso con catalizador de plata. Contrariamente con lo que sucede en una planta que usa catalizadores de plata. En el proceso hay pérdidas físicas y pequeñas cantidades de metanol en el producto final por lo que el rendimiento global del metanol varía entre el 88% y 92% en peso. es aquí donde se produce la reacción química. Se requiere con estos. Los subproductos no deseados son monóxido de carbono y ácido fórmico. PROBLEMA 2: OBTENCION DE UREA APARTIR DE AMONIACO Y CO2 DIAGRAMA PROCESO Diagrama del proceso completo de producción de la urea 7 . Obtención de amoníaco 3. Síntesis de urea 6. que resulta de la unión de dos moléculas de urea con pérdida de una molécula de amoníaco. Surge un problema dado que las velocidades de las reacciones son diferentes. y la segunda es endotérmica. Vemos que la primera reacción es exotérmica.La síntesis de urea a nivel industrial se realiza a partir de amoníaco (NH 3) líquido y anhídrido carbónico (CO2) gaseoso. La priera etapa es mucho más rápida que la segunda. en la segunda etapa. 5. debe mencionarse que el carbamato es un producto altamente corrosivo. 1. La reacción se verifica en 2 pasos. se forma un producto llamado biuret. por lo que también quedan amoníaco y dióxido libres. los reactivos mencionados forman un producto intermedio llamado carbamato de amonio y. En el primer paso. Obtención de CO2 2. el carbamato se deshidrata para formar urea. Por esta razón es necesaria su eliminación. por lo cuál lo que se hace es degradar la parte de carbamato no convertida a urea en sus reactivos de origen. Además. la primera reacción no se verifica por completo. con lo cuál el carbamato intermedio se acumula. Deshidratación. Formación de carbamato 4. En adición a esto. Este producto es indeseable por ser un tóxico. Según lo expuesto. el proceso completo de producción de la urea puede separarse en las siguientes etapas. Degradación del carbamato y reciclado. concentración y granulación 8 . Un problema del proceso es que en el segundo paso de la reacción. y luego volver a formarlo. EJERCICIOS CAPITULO 2 9 . La inversión total.78 x106 Expresándolo en la ecuación antes mostrada Por lo tanto m sería un número negativo (-1.7 x106 3. Si tú tienes una inversión total al año de 1000 dólares. Ejemplo. es la suma de la capital de trabajo y la inversión por componentes. es la cantidad de dinero total que inviertes o en palabras más específicas. Para comenzar a hacer este análisis es necesario diferenciar cada concepto. Ahora nos piden cambiar la inversión total por una inversión unitaria (atención: la inversión unitaria.05 0. 10 . y si tienes una tasa de interés del 5%. en pocas palabras los 50 dólares son la inversión unitaria. tú tendrás 1050 dólares de regreso. Deduzca el correspondiente exponente de escalamiento para el caso en que se consideren inversiones unitarias en vez de inversiones totales. Para ello tú necesitas un porcentaje que sabes que retornará.2.07 Inversión unitaria 2. es una cantidad de dinero que tú recuperas cuando inviertes. Donde: Si m es menor quiere decir que: menor capacidad por una misma inversión. Dónde: Si m es menor quiere decir que: mayor capacidad por una menor inversión.9) y la variable m cambiaría cuantiosamente.1 La regla de los 6/10 se usa para escalar el costo de un proceso por efecto de la capacidad total. Ahora en el libro nos plantean que El ajuste de la inversión total por efecto de la capacidad del proceso sigue una regla exponencial. se recupera por un % que cambia con el tiempo) Ejemplo 2. después del año. Año 1 2 1977 1987 Inversion total 54 x106 54 x106 Cantidad total 350 300 % 0. La inversión unitaria. Finalmente podemos decir que no es muy recomendable utilizar la inversión unitaria. con una capacidad de 50. Inversión 30x1061977 Capacidad 40000 T/año1984 ( ) Construcción (chemical): ( Costo de la materia ( ) ( ) ) Consumo de energía Supongamos que los requerimientos de energía sea de 0. Solución Suponemos años Capacidad 50000 T/año.000 T/año de capacidad.06 FOET/TON 11 . ya que depende considerablemente de la tasa de interés y la inversión total. el costo de energía es de 3 c/lb. en c/lb de producto? Indique cualquier suposición que haga. y la m que se considera como un parámetro estable cambiaría mucho todos los años y eso no es bueno. Se desea instalar un proceso de 40.2 Una planta química para producir propileno. requiere una inversión de 30 millones de dólares. El costo actual de materias primas es de 10 c/lb. Si la compañía establece una tasa de retorno mínima de 20%¿cuál es la ganancia esperada del proceso. porque dificultaría la interpretación del crecimiento económico de la empresa. 2. 000 T/año. ( ( ) )( ) Costo de operación C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp Ventas Utilidad bruta R=S-C Utilidad neta P=R-eI-t(R-dI) ( ) Ganancias ( ( ) )( 12 ) . Segundo: Ajuste por capacidad ( ) Tercero: Ajuste por tiempo Año Valores chemical del 13 .5 x106 el problema ya da el dato. por lo tanto no se calcula. Si la compañía opera bajo una tasa mínima de interés de 20%.3 Una compañía quiere instalar un proceso de 100 KT de capacidad para producir oxigeno de etileno.5 x106 Primero: inversión La Inversión 136 000 Ton es $58. a) ¿Cuál es la ganancia esperada en ¢/lb? b) ¿Cuál debe ser el precio del producto? Información de la tecnología Materia primas Consumo Etileno Oxigeno precio 0.2.88 T/T producto 21 1.8 $/ T producto Inversión necesaria para un proceso de 136 KT de capacidad: $58.1 T/T producto 2 ¢/lb ¢/lb Consumo de energía: equivalente a 1. 052 USD/Ton ( ) Quinto: costo total de las materias primas Sexto: Consumo de energía 14 .1999 1977 399.6 204.546 USD/Ton ( ) Oxigeno 1 c/lb 2 c/lb 22.026 USD/Ton 44.026 USD/Ton 462.1 ( ) Cuarto: Costo de materias Primas Etileno 1 c/lb 21 c/lb 22. 1 ti=0.Séptimo: Costo de operación Octavo: Utilidad Bruta Óxido de etileno = 48 c/lb (1999) 1 c/lb 48 c/lb 22.5 ( Decimo: ¿Cuál es la ganancia esperada en ¢/lb? Décimo Primero: ¿Cuál debe ser el precio del producto? 15 ) .026 USD/Ton 1057.248 USD/Ton Utilidad Bruta Noveno: Utilidad Neta o Ganancia Total E=d = 0. 92 0. indíquelas explícitamente Solución Proceso 1 Inversión base = 16 .93x106 PROCESO 2 componente Cloro Ácido clorhídrico Tricloroetano Cloruro de vinilo Cloruro de vinilideno Coeficiente T/Tproducto 0.77/ton de producto Precio c/lb 7.2.5 20.72 1.0 Costo de energía:$109.7 27.0 10.92 Ácido clorhídrico 0.7 27.13 0.00 Costo de energía $ 61.72 Cloruro de vinilideno 1.0 10.0 35.4 Se desea instalar una planta de 40 KT de capacidad para producir cloruro de vinilideno.47 Tricloroetano 0.13 Cloruro de vinilo 0. Haga un análisis económico de los siguientes dos procesos para decidir cuál es el más conveniente a instalar PROCESO 1 Balance de materia Coeficiente componente T/TProducto Cloro 0.47 0.5 20.0 Inversión fija para una planta de 23 KT: $ 20.00 Precio c/lb 7.42 /TON Inversión fija para una planta de 23 KT :$ Suponga una tasa mínima de retorno del 20%.0 35. Si necesita hacer otras suposiciones. ( ) ( Costo de la materia ( ) ( ) ) Consumo de energía Supongamos que los requerimientos de energía sea de 0.06 FOET/TON ( )( ) Costo de operación C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp R=S-C Utilidad neta P=R-eI-t(R-dI) 17 . ( ) Ganancias ( ) ( )( ) Proceso 2 Inversión base = ( ) ( Costo de la materia ( ) ) Consumo de energía 18 . 06 FOET/TON ( )( ) Costo de operación C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp R=S-C Utilidad neta P=R-eI-t(R-dI) ( ) Ganancias ( ( ) )( 19 ) .Supongamos que los requerimientos de energía sea de 0. Suponga una tasa de retorno de 30%. Los datos de la tecnología se dan en seguida: Balance de materia Componente Benceno Cumeno Propileno coeficiente T/T -0. Se desea instalar un proceso usando esta ruta a 100 KT (100 000 T) de capacidad.5 Cumeno puede producirse a partir de benceno y propileno. 2.El conveniente a instalar es el proceso 1 debido que hay mayores ganancias y menos consumo de energía lo cual genera un menor costo. en c/lb.38 Requerimiento de energía: 0.00 -0.06 FOET/T Inversión unitaria para un proceso de 127 KT (127 000 T) de capacidad (1977 $): 120 $/T Usando datos económicos de 1999 a) Estime la ganacia del proceso después de impuestos.67 1.6 204. Primero: inversión ( Segundo: ) Ajuste por ( ) Tercero: Ajuste por tiempo Año 1999 1977 Valores chemical 399. y una vida de proceso de 10 años. y b) Estime el precio de venta de producto Suponga que el precio del aceite combustible es de 8 c/lb.1 del ( 20 ) capacidad . 234 USD/Ton ( ) ( ) propileno 1 c/lb 12 c/lb 22.312 USD/Ton Quinto: costo total de las materias primas Sexto: Consumo de energía Séptimo: Costo de operación 21 .026 USD/Ton 264.Cuarto: Costo de materias Primas Benceno 1 c/lb 9 c/lb 22.026 USD/Ton 198. 1 ti=0.5 ( ) Decimo: ¿Cuál es la ganancia esperada en ¢/lb? Décimo Primero: ¿Cuál debe ser el precio del producto? 22 .39 USD/Ton Utilidad Bruta Noveno: Utilidad Neta o Ganancia Total E=d = 0.026 USD/Ton 330.Octavo: Utilidad Bruta Cumeno = 15 c/lb (1999) 1 c/lb 15 c/lb 22. Indique cual alternativa sería recomendable elegir. que tiene un precio de venta de 20 c/lb .15 Indique explícitamente cualquier suposición adicional que haga Solución Ácido acético 23 .6 c/lb de producto Inversión unitaria para una planta de 136 KT (1977$):410 $/T Amoniaco Consumo unitario de materia primas : 0.2. A2) instalar una planta de 345 KT de capacidad para producir amoniaco. si la compañía basa su decisión en : a) La mayor tasa de retorno b) El mayor beneficio extra Base su análisis en costos de 1990 Datos adicionales para las tecnologías Ácido acético Consumo unitario de materia primas: 0. que tiene un precio de venta de 15 c/lb .5 c/lb de producto Inversión unitaria para una planta de 345 KT(1977$):230$/T Suponga los siguientes precios n-butano:4 c/lb metano 4c/lb índices económicos E=d=.1 t=0.6 una empresa industrial está considerando dos posibles alternativas de inversión: A1) instalar una planta de 136 KT de capacidad para producir ácido acético.42 de metano Consumo de energia: equivalente a 3.5 imin=0.83 de n-butano Consumo de energía: equivalente a 1. 136 000 1977 136 000 1990 ( ) ( Costo de la materia ( ( ) ) )( )( ) Consumo de energía Supongamos que los requerimientos de energía sea de 0.06 FOET/TON ( )( ) Costo de operación C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp Utilidad bruta R=S-C Utilidad neta 24 . P=R-eI-t(R-dI) ( Tasa de retorno ROI=P/I Beneficio extra V=P-imin*I Amoniaco 345 000 1977 345 000 1990 ( ) ( Costo de la materia 25 ) ) . 06 FOET/TON ( )( ) Costo de operación C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp Utilidad bruta R=S-C Utilidad neta P=R-eI-t(R-dI) ( Tasa de retorno ROI=P/I Beneficio extra 26 ) .( )( )( ) Consumo de energía Supongamos que los requerimientos de energía sea de 0. 1 ) del 27 capacidad .04 de nitrógeno Consumo de energía 0.1 t=0.V=P-imin*I La mejor es la alternativa 2 por que tiene una mayor tasa de retorno y un beneficio extra 2. Tecnología Consumo unitario de materias primas 1.5 i min= 0.7 se desea instalar un proceso para la producción de acetona a partir de isopropanol con una capacidad de 100 KT (100 000 T) a) Estime la utilidad unitaria después de impuestos. Base de análisis en datos de 1999.6 204.33 FOET/T Inversión unitaria para una planta de 68 KT (1977 $) : 160 $/T Suponga para nitrógeno 5 c/Lb. y para el aceite combustible 8 c/Lb.11 de isopropanol 0.15 Primero: inversión ( Segundo: Ajuste por ( ) Tercero: Ajuste por tiempo Año 1999 1977 Valores chemical 399. b) Estime el precio de venta del producto. Parámetros económicos e=d= 0. 026 USD/Ton 110.( ) Cuarto: Costo de materias Primas Nitrógeno 1 c/lb 5 c/lb 22.13 USD/Ton ( ) isopropanol 1 c/lb 34 c/lb 22.026 USD/Ton 748.88 USD/Ton ( Quinto: costo total de las materias primas Sexto: Consumo de energía Séptimo: Costo de operación 28 ) . 1 ti=0.5 ( Decimo: ¿Cuál es la ganancia esperada en ¢/lb? Décimo Primero: ¿Cuál debe ser el precio del producto? 29 ) .Octavo: Utilidad Bruta Acetona = 40 c/lb (1999) 1 c/lb 40 c/lb 22.026 USD/Ton 888.24 USD/Ton Utilidad Bruta Noveno: Utilidad Neta o Ganancia Total E=d = 0. 43 -. Tecnología 1 Balance de materia componente Cloro Etileno Dicloroetano Ácido clorhídrico Hidróxido de sodio Cloruro de vinilideno Coeficiente T/TProducto -1.03 -.8 Se desea instalar una planta de 40 KT de cloruro de vinilideno. Basado en la información de las tres tecnologías que se reportan en seguida.00 Costo de energía: $36/ton de producto Inversión fija para una planta de 23 KT :$14.2. Base su análisis en costos de 1996.49x10 6(1977$) 23000 1977 40000 1996 ( ) ( ) Costo de la materia ( )( )( ) 30 .46 1.09 -0.83 . detecte la alternativa que proporciona el menor costo de producción. 06 FOET/TON ( ) Costo de operación C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp Utilidad bruta R=S-C Utilidad neta P=R-eI-t(R-dI) ( Tasa de retorno ROI=P/I Tecnología 2 Balance de materia componente Cloro Coeficiente T/TProducto -0.92 31 ) . Consumo de energía Supongamos que los requerimientos de energía sea de 0. 13 -0.Ácido clorhídrico Tricloroetano Cloruro de vinilo Cloruro de vinilideno 0.72 1.47 0.06 FOET/TON ( ) Costo de operación C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp 32 .00 Costo de energía: $61/ton de producto Inversión fija para una planta de 23 KT:$20.93x106(1977$) 23000 1977 40000 1996 ( ) ( Costo de la materia ( ) )( )( ) Consumo de energía Supongamos que los requerimientos de energía sea de 0. 08 2.01 -0. tasa de impuestos 50% Tasa de retorno mínima 15% Se desea tener un mes de inventarios como capital de trabajo T=toneladas métricas Escriba cualquier suposición adicional que haga 33 .56 0.00 Costo de energía: $109/ton de producto Inversión fija para una planta de 23 KT:$25.3 x106(1977$) Otros datos: Depreciación 10% .11 1.( ) Utilidad bruta R=S-C Utilidad neta P=R-eI-t(R-dI) ( ) Tasa de retorno ROI=P/I Tecnología 3 Balance de materia componente Cloro Etano Cloruro de etilo Ácido Clorhídrico Cloruro de vinilideno Coeficiente T/TProducto -3. 06 FOET/TON ( ) Costo de operación C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp ( ) Utilidad bruta R=S-C 34 .23000 1977 40000 1996 ( ) ( Costo de la materia ( ) )( )( ) Consumo de energía Supongamos que los requerimientos de energía sea de 0. 00 0.9 Se puede producir estireno por des hidrogenación de etilbenceno. 35 .05 -1. suponiendo que se quiere producir 100 KT. T/T de producto 0.05 Requerimientos primarios de energía: 0. Utilidad neta P=R-eI-t(R-dI) ( ) Tasa de retorno ROI=P/I La primera tecnología es la más adecuada porque da una mayor utilidad neta y es la más económica 2.15 1. Los datos técnicos para esta tecnología son los siguientes: Balance de materia Componentes Benceno Etilbenceno Estireno Tolueno coeficiente.32 FOET/ T Inversión unitaria para una planta de 454 KT (1977$): 190 $/T a) Estimar el costo de producción del estireno en 1999 Tome el costo del aceite combustible como 8 c/lb Primero: inversión ( ) Segundo: Ajuste por capacidad. ( ) Tercero: Ajuste por tiempo Año 1999 1977 Valores chemical 399.6 204.026 USD/Ton 36 ) .026 USD/Ton 550.65 USD/Ton ( estireno 1 c/lb 22.026 USD/Ton 198.234 USD/Ton ( ) etilbenceno 1 c/lb 25 c/lb 22.1 del ( ) Cuarto: Costo de materias Primas Benceno 1 c/lb 9 c/lb 22. calcule la tasa de retorno si el precio de venta del producto se fija en 33 c/lb 37 .10 considere el proceso de producción de Cumeno.22 c/lb 484.3 .026 USD/Ton 198.234 USD/Ton ( ) Quinto: costo total de las materias primas Sexto: Consumo de energía Séptimo: Costo de operación b) Repita el inciso anterior suponiendo que la planta opera al 50% de su capacidad nominal Octavo: Costo de operación con operación del 50% en ambas capacidades ( ) 2. cuyos datos técnicos se dan en el ejemplo 2.57 USD/Ton ( ) tolueno 1 c/lb 9 c/lb 22.considerando el mismo escenario económico. Información de la tecnología Materia primas Consumo Etileno Oxigeno precio 0.88 T/T producto 21 1.8 $/ T producto Inversión necesaria para un proceso de 136 KT de capacidad: $58.5 x106 Primero: inversión La Inversión 136 000 Ton es $58.1 del ( Cuarto: Costo de materias Primas Etileno 1 c/lb 22.1 T/T producto 2 ¢/lb ¢/lb Consumo de energía: equivalente a 1.6 204.y el proceso opera a un 80% de su capacidad nominal debido a limitación de mercado.5 x106 x=$46.pero como el proceso opera al 80% de su capacidad por lo tanto el 80 % de 136 000108800 entonces 136 00058.5 x106 .8 x106 108800x Segundo: Ajuste por capacidad ( ) Tercero: Ajuste por tiempo Año 1999 1977 Valores chemical 399.026 USD/Ton 38 ) . 026 USD/Ton 44.026 USD/Ton 39 .052 USD/Ton ( ) Quinto: costo total de las materias primas Sexto: Consumo de energía Séptimo: Costo de operación Octavo: Utilidad Bruta Óxido de etileno = 33 c/lb (1999) 1 c/lb 22.546 USD/Ton ( ) Oxigeno 1 c/lb 2 c/lb 22.21 c/lb 462. 11 anhídrido maléico. se puede producirse mediante la oxidación de benceno. T/T de producto -1.19 1. usado principalmente en la producción de poliésteres.1 ti=0.5 ( ) ROI =P/I 4% de tasa de retorno 2.858 USD/Ton Utilidad Bruta Noveno: Utilidad Neta o Ganancia Total E=d = 0.33 c/lb 726.15 FOET/T 40 .00 Consumo de energía 0. En seguida se dan los datos técnicos de esta tecnología. Componente Benceno Anhídrido maléico coeficiente. Primero: inversión ( ) Segundo: Ajuste por capacidad.234 USD/Ton ( ) Anhídrido Maléico 41 .1 del ( ) Cuarto: Costo de materias Primas Benceno 1 c/lb 9 c/lb 22. con una capacidad de 20 000 T. ( ) Tercero: Ajuste por tiempo Año 1999 1977 Valores chemical 399.Inversión unitaria para una planta de 27 000 T (1977 $) : 910 $/T Un grupo industrial tiene interés en instalar una planta basada en esta tecnología.6 204.026 USD/Ton 198. suponiendo que se quiere producir 100 KT. Si el precio de venta se fija en 55 c/lb. estime la tasa de retorno. El análisis se desea basar en precios de 1999. Tome el precio del aceite combustible como 8 c/Lb. 37 USD/Ton ( Quinto: costo total de las materias primas Sexto: Consumo de energía Séptimo: Costo de operación Octavo: Utilidad Bruta Poliésteres = 55 c/lb 1 c/lb 55 c/lb 22.026 USD/Ton 1167.1 c/lb 53 c/lb 22.43 USD/Ton Utilidad Bruta Noveno: Utilidad Neta o Ganancia Total 42 ) .026 USD/Ton 1211. 1(510000)-0.Los costos de operación son de 2257400 $/año. 2.E=d = 0.5(142600-0.5 ( ) Estime la tasa de retorno Podemos concluir que el proceso es muy poco rentable. mientras que las ventas anuales son de $2400000.12 se han encontrado los siguientes datos para un proceso de producción de ciclohexano. El capital de trabajo es de $159000. ¿Cuál es la tasa de retorno del proceso? Indique explícitamente cualquier suposición que haga.0458x106 Tasa de retorno ROI= 8% de tasa de retorno 43 . Solución Inversión I=510000 Costos de operación C=2257400 Ventas S=2400000 Utilidad bruta R=S-C=2400000-2257400=.La inversión requerida es de $510000.1(510000))=.1 ti=0.1426x106 Utilidad neta P=142600-. 2.13 Ácido tereftálico, usado para la producción de poliéster, puede producirse mediante oxidación con aire de p-xileno en presencia de un catalizador de cobalto – manganeso – bromo. Los siguientes son datos técnicos de esa tecnología. Balance de materia Componente Coeficiente, T/T de producto Ácido acético - 0.06 Ácido tereftálico 1.00 p-xileno - 0.67 Requerimientos de energía: 0.34 FOET/T Inversión unitaria para una planta de 150 KT (1977$): 910$/T Se desea hacer un análisis de un proceso de 120 KT basado en costos de 1986. a) Si la planta opera a capacidad completa, estime el precio de venta del producto. b) Si el precio del producto se fija en 40 c/lb y el proceso opera a 75% de capacidad, estime la tasa de retorno. Ácido acetico: 25 c/lb p-xileno: 20 c/lb ( ( ( ( )( ) ) )( ) ) ( ) ( ) 44 ( ) [ Ahora con 75% de capacidad ( ) ( ( ( )( ) )( ) ( ) ( ( [ [ ) ) ) ]] 45 [ ]] 2.14 Considere el proceso de disproporcionación de tolueno para producir benceno y xileno. Hengstebeck y Banchero estimaron una inversion en equipo principal de 3,742,000 dólares ($1969). Otros aspectos del proceso se dan a continuacion. Los costos están en precios de 1969. Costos de servicos, en miles de dolares por año: Electricidad 322000 USD/año Vapor 520000 USD/año Agua 30000 USD/año Materiales, BCD (60 oF) Tolueno alimentado 3780 Productos Benceno 1590 Xileno 2000 H2 alimentado, 106 SCFD 1.88 Aceite combustible, 106 Btu/dia 1700 Notas: BCD= barriles por dia SCFD= pies cubicos estándar/ dia En base a los datos mostrados, estime a) El costo de operación del proceso. b) La rentabilidad del proceso. Interprete el resutado. 46 Haga sus estimaciones usando precios de 1986 1) Calculo de materias primas tolueno ⁄ hidrogeno ⁄ Costo total de materia: 11. Interprete el resultado.59 X 106 Costo total de servicios=1.20 x 106 a) Solulucion: b) Solucion: Conversión de la venta: Benceno: ( ) ( ⁄ ⁄ Xileno}: 47 ) .c) La rentabilidad del proceso si éste opera al 70% de su capacidad nominal. Interprete el resultado. Componente Coeficiente T/T producto Benceno 1. c) La rentabilidad del proceso si éste opera al 70% de su capacidad nominal. Interprete el resutado. b) La rentabilidad del proceso.28 FOET/T Inversion unitaria para una planta de 90 KT (1977$) 90$/T a) El costo de operación del proceso.15 x 10 ala 6 c) Utilidad bruta: d) Utilidad neta: { [ ]} e) Tasa de retorno: Solución del inciso b) 2.15 Repita el problema anterior usando los datos que para esta tecnología reportan Rudd y colaboradores.69 Xilenos 1. ( ) 48 .00 Aceite combustible 0.01 Tolueno -2.( ) ( ⁄ ⁄ ) Venta total: 53.61 Consumo de energía 0. 20 Consumo de energía 0.24 Tolueno .1.00 .0.08 FOET/T Inversión unitaria para una planta de 90 KT (1977$) 60$/T Establezca una comparación del panorama económico de esta tecnología con respecto a la del problema anterior. Tomando 1986 49 ] . Los datos técnicos son los siguientes: Componente Benceno Hidrógeno coeficiente T/T producto 1.( ( )( ( )( ) ) ) [ 2.07 Metano 0.16 Considere ahora la producción de benceno mediante hidrodealkilación de tolueno. ( ) ( ( )( ( )( )( )( )( ) ( )( )( ) ) ) [ [ ]] 2.17 Para el caso de la tecnología de hidrodealkilación de tolueno del problema anterior. compare la tasa de retorno que se obtiene cuando el proceso opera al 50% de su capacidad con respecto a la esperada si el proceso opera a capacidad completa ( ) 50 . 18 Se desea construir una planta de 15. T/T de producto Ciclohexano -1. en c/lb Datos técnicos del proceso Balance de materia Componente Coeficiente. estime: a) El precio de venta de ciclohexanol en 1999 b) La utilidad del proceso.13 51 .( ( )( ( )( ) ( )( ) ) ) [ ] 2. A partir de la información técnica y económica que se proporciona.38 Hidróxido de sodio -0.64 Ciclohexanol 1.00 Ciclohexanona 0.000 toneladas por año de capacidad para producir ciclohexanol mediante oxidación de ciclohexano. T/T 52 .Energía requerida como servicos: 0.19 El tereftalato de dimetilo puede producirse a partir de p-xileno.43 FOET/T Inversión unitaria para una planta de 23 KT de capacidad (1977 $): 550$/T ( ( ) ) ( )( ) ( [ ( ) ( )( ( )( )( ) ] ) ) 2. A continuación se dan los datos técnicos de esta tecnología. Balance de materia Componente Coeficiente. 00 Metanol .32FOET/T Inversión unitaria para una planta de 150 KT (1977$) 820$/T Se desea evaluar la factibilidad de instalar una planta de 120 KT de capacidad para producir este compuesto. a) Estime la tasa de retorno esperada para este proceso.41 p.63 Consumo de energía: 0.xileno . ( ( [ ) ) ] 53 . Base su análisis en datos de precios de 1996.15.0. b) Si la tasa mínima de retorno establecida por la compañía es de 0. Calcule el beneficio extra.0.Tereftalato de dimetilo 1. Interprete el resultado. 19 (reactivo) 1. Balance de materia Componente Benceno Anhídrido maleico Coeficiente T/T de producto -1. En seguida se dan los datos técnicos de esta tecnología. estime la tasa de retorno. con una capacidad de 20000 T.0 (producto) Consumo de energía: 0. El análisis se desea basar en precios de 1999.21. 0) Inversión ajustada por tiempo: 1) Calculo de la materias primas: ( ) ( ) 2) Costo de operación del proceso: 3) Conversión de la venta: ( 4) ) ( ⁄ Utilidad bruta: 5) Utilidad neta: 54 ⁄ ) . Si el precio de venta se fija en 50 c/lb.2. Anhídrido maleico. usado principalmente en la producción de poliésteres.15 FOET/T Inversión unitaria para una planta de 27000 T (1977 $/T Un grupo industrial tiene interés en instalar una planta basada en esta tecnología. puede producirse mediante la oxidación benceno. 2.19 Ton métricas de dicloroetano 55 . b) Estime los precios de venta para cada tecnología si cada proceso se opera a un nivel de producción de 150 KT/año. (petrochemical tecnology assement. Base su análisis económico en dato de 1999.{ [ ]} 6) Tasa de retorno: CONCLUSION: por el resultado de la tasa de retorno la planta no es rentable.22. Considere las tres tecnologías reportadas por Rudd et al. Tome el precio del aceite combustible como 8 C/lb. a) Estime los precios de venta para cada tecnología suponiendo que cada proceso se opera a su capacidad nominal.Clorhidrico (1999) = 265 Dicloroetano---------------------- cloruro de vinilo + HCl 1) Balance de materia 1 Ton métrica de cloruro de vinilo 1. John wiley. a) Precio del cloruro vinilo (1999)= 14 C/lb Precio del dicloetano (1999)= 17 Precio del ac. y haciendo uso completo de esa capacidad. c) Estime los precios de venta de cada tecnología basados en procesos de una capacidad nominal de 150 KT /año. 1981) para producir cloruro de vinilo. Ejercicios Capitulo 3 56 . 000 – 350.000 x 2.000 USD. Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 2.000 USD 57 .000 USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 805.31 Fd= 1 Fm= 0.1 Estime el costo en 1998 de un horno de proceso que procesa 150 millones de Btu/hr.3 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 350.3) = 805.000 USD Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 0.000 + ( 721.3. Indique explícitamente cualquier suposición adicional que haga.75 ) 〕= 721.176.75 Fob= 〔 Cb ( Fd + Fp + Fm ) 〕 Fob= 〔 350.000 )= 1.000 ( 1 + 0.200 psi.31 + 0. Costo base de la unidad Cb= 350. construido de acero inoxidable y que opera a 2. 40 por millón de BTU Carga térmica del condensador: 8.176. Considere el sistema mostrado de la página 52.00 por millón de BTU Agua de enfriamiento: $0.5/ 113. b) estime el costo de operación del sistema.15 Costo = 1.7 x 10 ala 6 BTU/HR Agua de enfriamiento: Tent = 80°F. Tsal=110°F 58 . a) estime el costo de instalación de los tres equipos principales en el año 2000 usando el método de Guthrie.000 ( 389.7 Año 19980 389.15= 4.Base de referencia Año 1968= 113.5 Costo del horno de proceso Costo = Cmda( I 1998/ I 1968) X 1.7) X 1.63 X 106 USD 3. Suponga 8500 horas de operación ala año y los siguientes costos de servicios para ese año: Costo de vapor: $1.2. 5 x 10 ala 6 BTU/HR Suponer un coeficiente global de transferencia de calor para el condensador y el hervidor de 200 BTU / HR FT2 °F.0+0+0) = 3000 USD 3) Factor del modulo desnudo 59 . A) Costo de la torre de destilación: 1) Costo de platos instalados (tabla 16) H= 15*2FT= 30 FT Cb= $ 3000 2) Costo ajustado Costos de platos= [costo base *(Fs + ft + fm) ] (tabla 17) Se elige tipo rejilla y de acero al carbón Cfob= 3000*(1.000 ft2 Carga térmica 9.Datos adicionales: Torre de destilación 7 ft diámetro 15 platos con 2ft espaciamiento Hervidor Área 2. 35+0+1.CMD= Cb * FACTOR = 3000*4.39 CMD= 35256 4) Costo del módulo desnudo ajustado: 5) Costo del hervidor: Base de referencia 1968 ( ) COSTO DEL CONDENSADOR: 60 .34 CMD= 13020 4) Costo del módulo desnudo ajustado: 5) Costo de la torre de destilación: Base de referencia 1968 ( ) ( ) ( ) COSTO DEL HERVIDOR: 1) Costo base (tabla 7) Cb= $ 10400 2) Costo ajustado Tipo de diseño: reboiler Presión: 14.0) = 24440 USD 3) Factor del modulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 10400*3.50 psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 10400*(1. 0+0+1.955 USD b) COSTO DE OPERACIÓN DEL SISTEMA: Por balance de materia y energía se calcula el agua de enfriamiento: Cop= (103868*400000)+(22000*1000000)= 6.0) = 17000 USD 3) Factor del modulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 8500*3.39 CMD= 28815 4) Costo del módulo desnudo ajustado: 5) Costo del condensador Base de referencia 1968 ( ) ( ) COSTO TOTAL= SUMA DE LOS TRES EQUIPOS: = 241545.35 x 10 ala 10 $/hr =5. cabezal flotante Presión: 14.50 psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 8500*(1.3 Se esta considerando el proceso que se muestra en la figura. En el reactor se lleva acaBo la reacción 61 .39 x 10 ala 14 $/año 3.1) Costo base (tabla 7) Cb= $ 8500 2) Costo ajustado Tipo de diseño: condensador. Costo de modulo desnudo 62 .00 Fm= 1.El sistema de separación produce una corriente de alta concentración de B para venderse. Estime la inversión de los tres equipos de proceso usando el método de Guthrie. REACTOR CONTINUO TIPO TANQUE Costo base de la unidad Cb= 1.00 Fob= 〔 Cb X Fp X Fm ) 〕 Fob= 〔 1000 X 1 X 1 ) 〕= 1000 USD.000 USD Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 1. Base de estimaciones a 1999. 145.34) = 4.8 USD SEPARADOR FLASH Costo base de la unidad Cb= 3.Factor de modulo= 4.7 Año 1999= 390.15= 17.340 USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 4.340 + ( 1000 – 1000 )= 4.340 ( 390.34 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 1.15 Costo = 4.7) X 1.00 Fm= 1.6/ 113.340 USDBase de referencia Año 1968= 113.000 x 4.200 USD Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 1.6 Costo del Reactor continuo tipo tanque del proceso Costo = Cmda ( I 1999/ I 1968) X 1.00 Fob= 〔 Cb X Fp X Fm ) 〕 63 . 888 USD Base de referencia Año 1968= 113.7) X 1.Fob= 〔 3.200 X 1 X 1 ) 〕= 3.200 x 4.866.000 USD Costo ajustado 64 .888 USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 13.34 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 3.200 USD.200 )= 13.15= 54.888 ( 390.34) = 13.7 USD CONDENSADOR DE TUBO Y CORAZA Costo base de la unidad Cb= 3.15 Costo = 13.888 + ( 3.7 Año 1999= 390. Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 4.6 Costo del Separador flsh del proceso Costo = Cmda ( I 1999/ I 1968) X 1.200 – 3.6/ 113. Factores de ajuste Fp= 0 Fd= .170 USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 10.85 + 0 ) 1.15= 45.170 + ( 4.462.15 Costo = 11.7) X 1.6/ 113.7 Año 1999= 390.39) = 10.000 x 3.5 USD Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 3.632.462.75 Fob= 〔 Cb ( Fd + Fp ) Fm 〕 Fob= 〔 3.5 ( 390.85 Fm= 1.5 USD Base de referencia Año 1968= 113.956 USD 65 .39 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 3.632.6 Costo del Condensador de tubo y coraza del proceso Costo = Cmda ( I 1999/ I 1968) X 1.000 ( .5 – 3000 )= 11.75 〕= 4. 968. El costo del agua de enfriamiento es de 5x 10 ala -4 $/lb. costo de operación del proceso= costo de materia prima + costo de servicio + .4. En el condensador.01785 . Para el proceso mostrado en el problema 3.1 costo 292.956= 117. El calor latente de B es de 1000 BTU/ lb.676031 capacidad 1000 costo= 321943. La capacidad del proceso es de 1 KT /año y se consumen 1.05*inv 50000 156. un grupo de externo ha estimado que la inversión actual equivale a 1 millón de dólares.634 T/TP $/T T/AÑO $/año costo del servicio 0.1 T de A por cada T de B.05inv costo de materia prima: coeficiente 1. ¿Cuál debe ser el precio máximo de A que la compañía puede pagar para que el proceso sea rentable? Use parámetros económicos típicos.3.366 $/año costo de operación: 372100 S= cap*venta= 772100 R=s-c= $/hr $/año 400000 inv= 1000000 utilidad neta: P=R-ei-t(R-di)=P 150000 66 $/año $/año . Se está negociando el precio de la materia prima A.7 + 45.INVERIÓN REQUERIDA PARA ESTE PROCESO Cr + Cs + Cc = 17.145.8 + 54.866. la temperatura de entrada del agua de enfriamiento es de 25°C y la de la salida de 40°C. el precio de B en el mercado es de 35 C/lb.5 USD 3. estime el precio de venta si se desea una tasa mínima de recuperación después de impuestos del 15%.500 horas al año.15 El precio máximo para la materia prima A es de 292. (c) Si la corriente de salida del reactor se desea vender. y como variable el costo de materia prima.000 Btu/hr 67 .67 para que sea rentable el proceso ya que se resolvió por solver metiendo como objetivo el 15% de tasa de retorno para el proceso. Suponga que la producción de la mezcla a vender es equivalente a 2.5 Se desea estimar la inversión requerida para la siguiente parte de un proceso en desarrollo (a) Estime la inversión requerida para cada uno de los equipos usando el método de Guthrie. 3.precio de venta anual tasa de retorno= p/inv 0. y se desprecia el precio de la materia prima.000 lb/año INTERCAMBIADOR DE CALOR Calculo del área en Ft2 Q= (FA) ( Cp) ( T2-T1) Q= ( 50.000 lb/hr ) ( 1 Btu/lb 0F ) (177-77 ) 0F = 5.000. Base de su estimación para 1998. (b) Calcule el costo anual de vapor para que este esquema si su costo unitario es de 1₡/lb y se trabajan 8.000. 602.LMDT= (Δ T2.82 〕= 11.Δ T1) ΔT2= ( 212.500 USD Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 0 Fd= 0.7 ft2 INTERCAMBIADOR DE CALOR Costo base de la unidad Cb= 7.000 Btu/hr) / (200 Btu/hr ft2 0F x 29.77)0F= 25 0F LMDT= (35-25) / ln (35/25) = 29.500 ( 0.82 Fob= 〔 Cb ( Fd + Fp ) Fm 〕 Fob= 〔 7.85 Fm= 1.177 )0F = 350F ΔT1= ( 100 .5 USD.Δ T1) / ln (Δ T2. 68 .7 ) = 841.85 + 0 ) 1.7 A= Q / ( U X MLDT) A= (5000. Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 3.39 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 7.500 x 3.39) = 25,425USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 25,425+ ( 11,602.5 – 7,500 )= 29,527.5USD Base de referencia Año 1968= 113.7 Año 1998= 389.5 Costo del Intercambiador de calor del proceso Costo = Cmda ( I 1998/ I 1968) X 1.15 Costo = 29,527.5 ( 389.5/ 113.7) X 1.15= 116,324.5 USD REACTOR 69 Costo base de la unidad Cb= 1,800 USD Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 1.05 Fm= 1.00 Fob= 〔 Cb X Fp X Fm ) 〕 Fob= 〔 1,800 X 1.05 X 1.00 ) 〕= 1,890 USD. Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 4.34 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 1890 x 4.34) = 8,202.6 USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 8,202.6 + ( 1,890 – 1,800 )= 8,292.6 USD Año 1968= 113.7389.5 Año 1998=389.5 70 Costo del Tanque vertical de proceso Costo = Cmda ( I 1998/ I 1968) X 1.15 Costo = 8,292.6 ( 389.5/ 113.7) X 1.15= 32,668.9 USD 3.6. El diagrama de flujo que se muestra representa una alternativa para producir etanol mediante fermentación: La producción deseada de la corriente de etanol es de 100 x 10 ala 6 lb/año. La concentración de etanol a la salida del fermentador es de 150g/L. Para fines de estimación preliminar se puede suponer que la corriente de salida del fermentador es una mezcla de etanol y agua. a) Usando el método de guthrie estime la inversión de los principales componentes del proceso (fermentador, columna, condensador y calderin). Refiera su estimación para 1990. b) Estime el precio de venta de producto. El costo de materias primas puede tomarse como el costo del sustrato que equivale a 20 c/lb. El costo de vapor es de 1x10 -2 $/lb y el del agua de enfriamiento 5x10-4 $/lb. La columna de destilacion opera auna razón de reflujo de 4 (en base masica). Indique explícitamente cualquier suposición que haga. A) Costo de la torre de destilación: 6) Costo de platos instalados (tabla 16) 71 39 CMD= 143397 72 ) .5 ft = 18 pulg Costos de platos= [costo base *(Fs + ft + fm) ] (tabla 17) Se elige tipo válvulas.4+0) = 1260 USD 8) Factor del modulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 700*4.0) = 42300 USD 8) Factor del modulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 42300*3.34 CMD= 3038 9) Costo del módulo desnudo ajustado: 10) Costo de la torre de destilación: Base de referencia 1968 ( ) ( COSTO DEL HERVIDOR: 6) Costo base (tabla 7) Cb= $ 18000 7) Costo ajustado Tipo de diseño: reboiler Presión: 6 psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 18000*(1.4+0. acero al carbón Cfob= 700*(1.35+0+1.Cb= $ 700 7) Costo ajustado Espaciamiento= altura/#platos= 15/10=1. 39 CMD= 67800 9) Costo del módulo desnudo ajustado: 10) Costo del condensador Base de referencia 1968 ( ) COSTO DEL FERMENTADOR: 1) Costo base (tabla 7) Cb= 3000 $ 2) Costo ajustado 73 .9) Costo del módulo desnudo ajustado: 10) Costo del hervidor: Base de referencia 1968 ( ) ( ) ( ) COSTO DEL CONDENSADOR: 6) Costo base (tabla 7) Cb= 20000 $ 7) Costo ajustado Tipo de diseño: condensador.0) = 40000 USD 8) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 20000*3. cabezal flotante Presión: 7 psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 20000*(1.0+0+1. Tipo de diseño: acero al carbon Presión: 7 psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 3000*(1. 74 .0) = 9000 USD 3) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 3000*4.0+1. (b) Estime la inversión requerida para la columna. Se desea hacer una estimación preliminar de la inversión que requiere el sistema en 1995. La columna se opera a presión atmosférica.0+1.7 Considere la columna de destilación con los datos que se muestran en la figura. (a) Estime la inversión requerida para el condensador.34 CMD= 13020 4) Costo del módulo desnudo ajustado: 5) Costo del FERMENTADOR Base de referencia 1968 ( ) ( ) COSTO TOTAL= SUMA DE LOS CUATROS EQUIPOS: = 674252 USD 3. 78 Fob= 〔 Cb ( Fd + Fp ) Fm 〕 Fob= 〔 5.000 x 3.39 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 5.85 + 0 ) 1.78 〕= 7565 USD Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 3.39) = 16.85 Fm= 1.950+ ( 7565 – 5000 )= 19.000 USD Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 0 Fd= .950 USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 16.000 ( .515 USD 75 .CONDENSADOR DE TUBO Y CORAZA Costo base de la unidad Cb= 5. 15= 75.7) X 1.2 Ft= 0 Fm= 0 Fob= 〔 Cb ( Fs + Ft + Fm ) 〕 Fob= 〔 400 ( 2.515 ( 381. Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 4.15 Costo = 19.1/ 113.Base de referencia Año 1968= 113.1 Costo del Condensador de tubo y coraza del proceso Costo = Cmda ( I 1999/ I 1968) X 1.34 Cmd= ( Cb x Factor) 76 .7 Año 1995= 381.2 + 0 + 0 ) 〕= 880 USD.222 USD COLUMNA DE DESTILACIÓN Costo base de Los platos instalados Cb= 400 USD Costo de platos Factores de ajuste Fs= 2. 8 una columna de destilación procesa 12000lb/hr de una solución acuosa que contiene 5% de amoniaco en peso.15= 14.472 USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 3.15 Costo = 3.34) = 3.472 + ( 880 – 400 )= 3872 USD Base de referencia Año 1968= 113.9 USD 3.5 ft.7) X 1.altura=8ft.7 Año 1995= 381.1/ 113.924. Datos del hervidor: 77 de cachucha (o campanas) con . con 5 platos espaciamiento de 1 ft y de acero al carbón.Cmd= ( 800 x 4. Indique explícitamente cualquier suposición que haga.1 Costo de la columna Costo = Cmda ( I 1998/ I 1968) X 1. y produce un flujo de destilado de 3000lb/hr con una concentración de 20% en peso.872 ( 381. Estime la inversión total requerida para los tres componentes de equipo en 1997. Datos de la columna: Diámetro=3. 2+1. monel por los tubos y acero al carbón por la coraza INVERSION TOTAL DE LA COLUMNA A) Costo de la torre de destilación: 11) Costo de platos instalados (tabla 16) Cb= $ 350 12) Costo ajustado Costos de platos= [costo base *(Fs + ft + fm) ] (tabla 17) De campana y acero al carbón Cfob= 350*(2.8+0) = 1400 USD 13) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 350*4. tubo y coraza.Área= 200ft2. tipo kettle.34 CMD= 1519 14) Costo del módulo desnudo ajustado: 15) Costo de la torre de destilación: Base de referencia 1968 ( ) ( COSTO DEL HERVIDOR: 11) Costo base (tabla 7) Cb= $ 3000 12) Costo ajustado 78 ) . acero inoxidable por los tubos y acero al carbón por la coraza Datos del condensador: Área=2000ft2. 0) = 7050 USD 13) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 3000*3. monel por los tubos y acero al carbón por la coraza Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 10400*(.Tipo de diseño: tipo kettle.35+0+1.39 CMD= 10170 14) Costo del módulo desnudo ajustado: 15) Costo del hervidor: Base de referencia 1968 ( ) ( ) COSTO DEL CONDENSADOR: 11) Costo base (tabla 7) Cb= $ 10400 12) Costo ajustado Tipo de diseño: tubo y coraza.1) = 41080 USD 13) Factor del modulo desnudo CMD= Cb * FACTOR =10400*3.39 CMD= 35256 14) Costo del módulo desnudo ajustado: 15) Costo del condensador Base de referencia 1968 79 . acero inoxidable por los tubos y acero al carbón por la coraza Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 3000*(1.85+0+3. 30 Fob= 〔 Cb ( Fd + Fp ) Fm 〕 80 .000 USD Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 0 Fd= .9 Considere el diagrama de flujo que se muestra enseguida. Estime la inversión requerida para este proceso para el año 2000 usando el método de Guthrie. INTERCAMBIADOR DE CALOR Costo base de la unidad Cb= 8.( ) ( ) COSTO TOTAL= SUMA DE LOS TRES EQUIPOS: = 198391 USD 3.85 Fm= 2. 640 USD. Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 3.000 )= 34.39 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 8.000 ( .120 USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 27.000 x 3.120 + ( 15640 – 8.760 USD Base de referencia Año 1968= 113.4 USD REACTOR CONTINUO TIPO TANQUE Costo base de la unidad Cb= 3500 USD 81 .290.39) = 27.30 〕= 15.15= 139.7 Año 2000= 394.15 Costo = 34760 ( 394.1/ 113.Fob= 〔 8.7) X 1.1 Costo del Intercambiador de calor del proceso Costo = Cmda ( I 2000/ I 1968) X 1.85 + 0 ) 2. 34) = 15.00 Fm= 2.34 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 3500 x 4.25 ) 〕= 7875 USD.565 USD Base de referencia Año 1968= 113.7 82 .25 Fob= 〔 Cb X Fp X Fm ) 〕 Fob= 〔 3500 X 1 X 2.Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 1. Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 4.190 USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 15.190 + ( 7875 – 3500 )= 19. 7) X 1.2 USD INVERIÓN REQUERIDA PARA ESTE PROCESO Ci + Cr = 139. Calcular mediante el método de guthrie el costo en 1990 un intercambiador de calor de cabezal flotante con un área de 1000ft2 que va a operar a presiones moderadas.5) = 31500 USD 3) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 9000*3.1/ 113.Año 2000= 394.1 Costo del Reactor continuo tipo tanque del proceso Costo = Cmda ( I 2000/ I 1968) X 1.10.0+0+2.2 = 217. COSTO DE UN INTERCAMBIADOR DE CALOR: 1) Costo base (tabla 7) Cb= $ 9000 2) Costo ajustado Tipo de diseño: cabezal flotante Presión: MODERADA Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 9000*(1.6 USD 3.277. construido de acero al carbón por la coraza y monel por los tubos.987.39 CMD= 30510 4) Costo del módulo desnudo ajustado: 5) Costo del INTERCAMBIDOR Base de referencia 1968 83 .987.290.565 ( 394.15= 77.4+77.15 Costo = 19. 84 . TANQUE VERTICAL Costo base de la unidad Cb= 1.05 X 1.800 X 1. Estime la inversión que este proceso requeria en 1968 de acuerdo al método de Guthrie.800 USD Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 1.890 USD.00 ) 〕= 1.05 Fm= 1.11 Considere el sistema tanque-enfriador mostrado en la figura.( ) ( ) 3.00 Fob= 〔 Cb X Fp X Fm ) 〕 Fob= 〔 1. 6 + ( 1.Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 4.202.6 USD Año 1968= 113.800 )= 8.292.536.000USD 85 .34 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 1890 x 4.6 USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 8.890 – 1.49 USD ENFRIADOR Costo base de la unidad Cb= 6.7 Costo del Tanque vertical de proceso Costo = Cmda ( I 1968/ I 1968) X 1.292.7/ 113.15 Costo = 8.7) X 1.202.6 ( 113.34) = 8.15= 9. 000 ( 1.000 )= 57.720 USD Costo modulo denudo ajustado Cmda= Cmd + ( Cfob – Cb ) Cmda= 45. Costo de modulo desnudo Factor de modulo= 2.10 + 1.10 Fm= 1.000 x 2.85 Fob= 〔 Cb ( Fp + Ft + Fm ) 〕 Fob= 〔 6.Costo ajustado Factores de ajuste Fp= 1.000 – 6.05 + 0.720 + ( 18.85 ) 〕= 18.54) = 45.000 USD.05 Ft= 0.54 Cmd= ( Cb x Factor) Cmd= ( 18.7 Costo del Enfriador de proceso 86 .720 USD Año 1968= 113. 4 + 66. Haga sus estimaciones para 1980.49 USD 3.15= 66.536.15 Costo = 57. COSTO DE UN GENERADOR DE VAPOR: 1) Costo base (tabla 3) 87 .12. Estime la inversión necesaria para el generador de vapor y el reactor usando el método de gthrie.378 = 75.720 ( 113. La des hidrogenación de etilbenceno se realiza a 600°C con la adición de Vapor a altas temperaturas.7/ 113.378 USD INVERIÓN QUE SE REQUERIA PARA ESTE PROCESO Ct + Ce = 9.914.7) X 1.Costo = Cmda( I 1998/ I 1968) X 1. 10+0) = 385000 USD 3) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 350000*2.0+.67) = 263200 USD 3) Factor del módulo desnudo CMD= Cb * FACTOR = 35000*4.Cb= $ 350000 2) Costo ajustado Tipo de diseño: calentador.30 CMD= 805000 4) Costo del módulo desnudo ajustado: 5) Costo del generador de vapor Base de referencia 1980 ( ) ( COSTO DE UN REACTOR CATALITICO: 1) Costo base (tabla14) Cb= $ 35000 2) Costo ajustado Tipo de diseño: ACERO INOXIDABLE Presión: 600PSI Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 35000*(1.60+2.34 CMD= 151900 88 ) . acero al carbón.25+3. presión= 700psi Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9) Cfob= 350000*(1. 811 89 .4) Costo del módulo desnudo ajustado: 5) Costo del reactor Base de referencia 1968 ( ) ( ) Costo total del proceso=costo de generador de vapor y el reactor= 2311110. los índices de construcción. costo unitario. 90 .A. tasa de retorno .S.se conoció en que consiste Inversión fija. BIBLIOGRAFIA DISEÑO DE PROCESOS EN INGENIERIA QUIMICA ARTURO JIMENEZ GUTIERREZ EDITORIAL REVERTE. costo de energía. costo de operación. costo de materia prima .etc.CONCLUSION Se conoció cuáles son los cálculos que se hace para conocer los datos de algunos procesos para escoger cuál es el diseño más rentable que tienen dichos procesos. Así como también a como calcular cada una de ellas y con respecto a esas escoger cual es el diseño más rentable que tienen algunos procesos. beneficio extra.