Diseño 1 Capitulo 2 y 3

INSTITUTO TECNOLGICO DE MINATITLN

ASIGNATURA:

DISEO 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

CATEDRTICO:

ING. REYES ESTUDILLO RENE

MINATITLN VER., A 25 DE SEPTIEMBRE DE 2013

SEP DGEST SNEST

INDICE

pg.

Introduccin...1

1.-Diagramas de proceso del problema 1 ...2

2.- Diagramas de proceso del problema 2...7

3.- Capitulo 2.....9

4.- Capitulo 356

Conclusin...90

Bibliografa...90

1

INTRODUCCIN

Un proceso industrial solo tiene estabilidad en el mercado si su aspecto

econmico es favorable.

Se puede identificar tres tipos de niveles para el diseo de un proceso:

1.- diseo preliminar: se toma informacin bsica del proyecto, con diseos

aproximados y escenarios econmicos simples, para llegar a un diagnostico

preliminar sobre el potencial econmico del proceso. Debe hacerse en forma

rpida para tomar la decisin de continuar con el proyecto.

2.- estudio de preinversion: el panorama promisorio del proceso amerita un diseo

ms elaborado y un anlisis econmico ms riguroso, con estimaciones de

inversiones ms confiables y costos de operacin ms desglosados. Se aplica el

mismo tipo de lgica; el proceso debe volver a analizarse para examinar su

potencial econmico.

3.- diseo final, o ingeniera de detalle: se lleva con el fin de elaborar diseos

finales y planos para la construccin del equipo.

Cuando la tecnologa es bien conocida, puede tenerse acceso a su costo de

inversin a travs de fuentes especializadas o del licenciador de la tecnologa.

Cuando el proceso est en desarrollo a escala, est en estimacin generalmente

no est disponible. Una estimacin 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 econmico. Se ver los ejercicios del

libro de Arturo Jimnez captulo 2 y 3 para ver el estudio econmico de diferentes

procesos.

2

PROBLEMA 1: OBTENCION DEL FORMALDEHIDO APARTIR DE METANOL

DIAGRAMA DE PROCESO

Proceso de obtencin de formaldehdo a partir del metanol con catalizador de

plata.

REACCION

CH4 + H2O CO + 3 H2

3 CH4 + CO2 + 2 H2 4 CO + 8 H2

2 H2 + CO CH3OH

CH2OH + O2 HCHO + H2O

CH3OH HCHO + H2

3

Proceso con catalizador de plata.

En las primeras plantas de la fabricacin de formaldehdo el metanol era oxidado por medio del uso de catalizadores de cobre, que han sido casi completamente reemplazados por catalizadores de plata. La reaccin cataltica de oxidacin ocurre a presin atmosfrica y a una temperatura que ronda entre los 600C y 650C y puede ser representada por dos reacciones que ocurren simultneamente.

CH2OH + O2 HCHO + H2O DH = -156 KJ

CH3OH HCHO + H2 DH = 85 KJ

Entre el 50% y el 60% es formado por la primera reaccin, que es exotrmica, y el resto por la segunda reaccin, que es endotrmica.

En resultado neto de ambas reacciones es una reaccin exotrmica.

El monxido y dixido de carbono y el cido frmico son subproductos causados por otras reacciones.

En el proceso hay prdidas fsicas y pequeas cantidades de metanol en el producto final por lo que el rendimiento global del metanol vara entre el 86% y 90% en peso. Es decir del metanol que ingresa a la planta entre un 86% a un 90% en peso del mismo se transforma en formaldehdo.

Se genera una mezcla de alimentacin soplando aire en un recipiente con metanol calentado, generando as gases que se mezclan luego con vapor de agua. La mezcla pasa por un sobrecalentador yendo luego hasta el catalizador de plata donde se produce la reaccin antes mencionada.

La mezcla de gases que sale del reactor contiene formaldehdo, metanol, hidrgeno, gases inertes provenientes del aire y otros subproductos en menor proporcin.

La mezcla es rpidamente enfriada en un generador de vapor de agua y luego en un intercambiador de calor con agua. Posteriormente ingresa por la parte inferior de una torre de absorcin.

En la torre de absorcin el formaldehdo y el metanol pasan al agua que fluye en contracorriente, separndose de los gases inertes del aire, hidrgeno y otros que se encuentran en pequeas proporciones.

4

La mezcla lquida formada por el formaldehdo junto con el metanol en agua es o enviada a una torre de destilacin fraccionada (rectificacin) donde el metanol es recuperado para ser reutilizado en el reactor y se obtiene el formaldehdo en solucin acuosa a una concentracin del 55% en peso. Esta es enfriada en un intercambiador de calor con circulacin de agua y luego atraviesa un equipo de intercambio inico donde se limita el cido frmico residual a las admisibles, especificadas por el productor.

El catalizador de plata tiene una vida til satisfactoria, de tres a ocho meses y luego de esta, el catalizador puede ser recuperado. Este es fcilmente contaminado por el azufre.

La reaccin ocurre en condiciones esencialmente adiabticas con un gran aumento de la temperatura en la superficie de entrada del catalizador.

El control del la temperatura es predominantemente por balance trmico en la forma de exceso de metanol o exceso de vapor de agua, o ambos, en la alimentacin. Si la planta busca obtener un producto entre el 50% y el 55% de formaldehdo y no mas del 1,5% de metanol, la cantidad de vapor de agua que puede agregarse a la mezcla es limitada.

El gas eliminado en la torre de absorcin contiene un 20% (en moles) de hidrgeno y tiene un alto poder calorfico (2420 Kj/m3). Con el incremento del costo de los combustibles y el incremento de la importancia del medio ambiente, este gas es quemado con dos propsitos: generacin de vapor y la eliminacin de emanaciones de compuestos orgnicos y de monxido de carbono a la atmsfera.

El formaldehdo acuoso corroe los aceros al carbono, pero el formaldehdo en fase gaseosa no. Por lo tanto todas las partes de los equipos en contacto con soluciones calientes de formaldehdo deben estar fabricadas con aceros inoxidables. Tericamente el reactor y los equipos anteriores pueden estar fabricados de acero al carbono, pero en la prctica son usadas aleaciones para proteger el catalizador, que es muy sensible a la contaminacin de los metales

Variantes de este proceso

1. Si un producto diluido (conteniendo de 40% al 45% de formaldehdo y de 1% a 1,5% de metanol) es aceptable, entonces el vapor en la mezcla de alimentacin puede ser aumentado de manera tal que la relacin metanol aire siga siendo superior a la del lmite superior de inflamabilidad y todo el metanol presente reacciona formando formaldehdo, de esta manera no se requiere de la torre de destilacin logrndose significativos ahorros en energa (pus la torre de destilacin necesita ser calentada con vapor) y en la inversin requerida para instalar la planta.

2. Otra variante del proceso es reutilizar el gas eliminado en la torre de absorcin envindolo al reactor. Este adicional de gas junto con vapor provee la masa

5

necesaria para el balance trmico evitando la combustin del metanol sin necesidad de exceso de metanol y todo el metanol reaccionar en el catalizador para formar formaldehdo. Con este proceso se obtiene un producto con un 50% de formaldehdo y 1% de metanol sin necesidad de la torre de destilacin.

3. La recuperacin del metanol puede ser obviada en un sistema de oxidacin de dos etapas donde por ejemplo, parte del metanol es transformado en un catalizador de plata, el producto es enfriado, se agrega exceso de aire, y el metanol restante es transformado en un catalizador con oxidos de ciertos metales. En este caso el primer catalizador (de plata ) trabaja por sobre el lmite de inflamabilidad superior y el segundo catalizador (de xidos de metales) trabaja por debajo del lmite inferior de inflamabilidad gracias al exceso de aire.

DIAGRAMA DE PROCESO

Proceso de obtencin de formaldehdo a partir del metanol con catalizadores de

xidos de metales.

Proceso con catalizadores con xidos de metales.

La oxidacin del metanol a formaldehdo con catalizador de pentxido de vanadio fue el primero de estos catalizadores y fue patentado en 1921, seguido en 1933 por la patente de un catalizador de acero - xido de molibdeno, el cual es el mas

6

usado actualmente. Estos catalizadores han sido mejorados por el agregado de xido de otros metales y mtodos de activacin y preparacin. En 1952 fue puesta en operacin la primera planta usando un catalizador de acero - xido de molibdeno. Se estima que el 70% de la capacidad productiva instalada usa este catalizadores formados por xidos de metales.

A diferencia con el proceso con catalizador de plata, todo el formaldehdo es obtenido por medio de reacciones exotrmicas a presin atmosfrica y a una temperatura entre los 300C y los 400C. Con un apropiado control de la temperatura una conversin del metanol mayor a un 99% puede ser mantenida. Los subproductos no deseados son monxido de carbono y cido frmico. En el proceso hay prdidas fsicas y pequeas cantidades de metanol en el producto final por lo que el rendimiento global del metanol vara entre el 88% y 92% en peso, levemente superior al que se puede obtener en un proceso con catalizadores de plata.

El metanol es vaporizado y mezclado con aire y gas eliminado de la torre de absorcin ingresando luego en el reactor donde atraviesa los tubos del catalizador, es aqu donde se produce la reaccin qumica. El calor liberado en la reaccin es utilizado para evaporar el fludo de transmisin de calor, luego este es condensado para generar vapor. De esta forma se controla la temperatura del reactor.

El producto abandona el reactor por la parte inferior de este, es enfriado antes de ingresar a la torre de absorcin por la parte inferior de esta.

La concentracin final de formaldehdo en el producto es controlada por el caudal de agua que ingresa a la torre de absorcin por la parte superior de esta. Se llega a obtener un producto con una concentracin de formaldehdo superior al 55% y menos del 1% de metanol. El cido frmico es removido por intercambio de iones.

La ausencia de una torre de recuperacin de metanol es una obvia ventaja sobre el mtodo convencional con catalizador de plata.

Los catalizadores con xidos de metales tienen una vida til que vara entre 12 y 18 meses. Son, comparados con los catalizadores de plata ms resistentes a los contaminantes. Se requiere con estos, cambios menos frecuentes pero el tiempo necesario para cambiarlos es mayor.

Contrariamente con lo que sucede en una planta que usa catalizadores de plata, no se justifica econmicamente incinerar el gas liberado en la torre de absorcin para generar vapor. Este gas est esencialmente compuesto por nitrgeno y oxgeno con componentes combustibles (dimetileter, monxido de carbono, formaldehdo y metanol) que representan solo un pequeo porcentaje del total. Sin embargo, las presiones que sufren las empresas por mantener el medio ambiente hacen necesaria su incineracin.

7

PROBLEMA 2: OBTENCION DE UREA APARTIR DE AMONIACO Y CO2

DIAGRAMA PROCESO

Diagrama del proceso completo de produccin de la urea

8

La sntesis de urea a nivel industrial se realiza a partir de amonaco (NH3) lquido y anhdrido carbnico (CO2) gaseoso. La reaccin se verifica en 2 pasos. En el primer paso, los reactivos mencionados forman un producto intermedio llamado carbamato de amonio y, en la segunda etapa, el carbamato se deshidrata para formar urea.

Surge un problema dado que las velocidades de las reacciones son diferentes. La priera etapa es mucho ms rpida que la segunda, con lo cul el carbamato intermedio se acumula. Adems, la primera reaccin no se verifica por completo, por lo que tambin quedan amonaco y dixido libres. En adicin a esto, debe mencionarse que el carbamato es un producto altamente corrosivo, por lo cul lo que se hace es degradar la parte de carbamato no convertida a urea en sus reactivos de origen, y luego volver a formarlo.

Vemos que la primera reaccin es exotrmica, y la segunda es endotrmica.

Un problema del proceso es que en el segundo paso de la reaccin, se forma un producto llamado biuret, que resulta de la unin de dos molculas de urea con prdida de una molcula de amonaco. Este producto es indeseable por ser un txico. Por esta razn es necesaria su eliminacin.

Segn lo expuesto, el proceso completo de produccin de la urea puede separarse en las siguientes etapas.

1. Obtencin de CO2

2. Obtencin de amonaco

3. Formacin de carbamato

4. Degradacin del carbamato y reciclado.

5. Sntesis de urea

6. Deshidratacin, concentracin y granulacin

9

EJERCICIOS

CAPITULO 2

10

2.1 La regla de los 6/10 se usa para escalar el costo de un proceso por efecto de la capacidad total. Deduzca el correspondiente exponente de escalamiento para el caso en que se consideren inversiones unitarias en vez de inversiones totales.

Para comenzar a hacer este anlisis es necesario diferenciar cada concepto.

La inversin total, es la cantidad de dinero total que inviertes o en palabras ms

especficas, es la suma de la capital de trabajo y la inversin por componentes.

La inversin unitaria, es una cantidad de dinero que t recuperas cuando

inviertes. Para ello t necesitas un porcentaje que sabes que retornar.

Ejemplo. Si t tienes una inversin total al ao de 1000 dlares, y si tienes una

tasa de inters del 5%; despus del ao, t tendrs 1050 dlares de regreso, en

pocas palabras los 50 dlares son la inversin unitaria.

Ahora en el libro nos plantean que

El ajuste de la inversin total por efecto de la capacidad del proceso sigue una

regla exponencial. Dnde:

Si m es menor quiere decir que: mayor capacidad por una menor inversin.

Ahora nos piden cambiar la inversin total por una inversin unitaria (atencin: la

inversin unitaria, se recupera por un % que cambia con el tiempo)

Ejemplo 2.

Ao Inversion total

Cantidad total

% Inversin unitaria

1 1977 54 x106 350 0.05 2.7 x106

2 1987 54 x106 300 0.07 3.78 x106

Expresndolo en la ecuacin antes mostrada

Por lo tanto m sera un nmero negativo (-1.9) y la variable m cambiara

cuantiosamente. Donde:

Si m es menor quiere decir que: menor capacidad por una misma inversin.

11

Finalmente podemos decir que no es muy recomendable utilizar la inversin

unitaria, ya que depende considerablemente de la tasa de inters y la inversin

total, y la m que se considera como un parmetro estable cambiara mucho todos

los aos y eso no es bueno, porque dificultara la interpretacin del crecimiento

econmico de la empresa.

2.2 Una planta qumica para producir propileno, con una capacidad de 50,

000 T/ao, requiere una inversin de 30 millones de dlares. Se desea

instalar un proceso de 40,000 T/ao de capacidad. El costo actual de

materias primas es de 10 c/lb, el costo de energa es de 3 c/lb. Si la compaa

establece una tasa de retorno mnima de 20%cul es la ganancia esperada

del proceso, en c/lb de producto? Indique cualquier suposicin que haga.

Solucin

Suponemos aos

Capacidad 50000 T/ao, Inversin 30x1061977

Capacidad 40000 T/ao1984

(

)

Construccin (chemical):

(

)

Costo de la materia

(

)

(

)

Consumo de energa

Supongamos que los requerimientos de energa sea de 0.06 FOET/TON

12

(

)

(

)(

)

Costo de operacin

C=aIf+bMp+CE+dMo-Psp

Ventas

Utilidad bruta

R=S-C

Utilidad neta

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

( )

Ganancias

(

)

(

) (

)

13

2.3 Una compaa quiere instalar un proceso de 100 KT de capacidad para

producir oxigeno de etileno. Si la compaa opera bajo una tasa mnima de

inters de 20%.

a) Cul es la ganancia esperada en /lb?

b) Cul debe ser el precio del producto?

Informacin de la tecnologa

Materia primas

Consumo precio

Etileno 0.88 T/T producto 21 /lb

Oxigeno 1.1 T/T producto 2 /lb

Consumo de energa: equivalente a 1.8 $/ T producto

Inversin necesaria para un proceso de 136 KT de capacidad: $58.5 x106

Primero: inversin

La Inversin 136 000 Ton es $58.5 x106 el problema ya da el dato, por lo tanto

no se calcula.

Segundo: Ajuste por capacidad

(

)

Tercero: Ajuste por tiempo

Ao Valores del chemical

14

1999 399.6

1977 204.1

(

)

Cuarto: Costo de materias Primas

Etileno

1 c/lb 22.026 USD/Ton

21 c/lb 462.546 USD/Ton

(

)

Oxigeno



(

)

Quinto: costo total de las materias primas

Sexto: Consumo de energa

15

Sptimo: Costo de operacin

Octavo: Utilidad Bruta

xido de etileno = 48 c/lb (1999)


48 c/lb 1057.248 USD/Ton

Utilidad Bruta

Noveno: Utilidad Neta o Ganancia Total

E=d = 0.1 ti=0.5

( )

Decimo: Cul es la ganancia esperada en /lb?

Dcimo Primero: Cul debe ser el precio del producto?

16

2.4 Se desea instalar una planta de 40 KT de capacidad para producir cloruro

de vinilideno. Haga un anlisis econmico de los siguientes dos procesos

para decidir cul es el ms conveniente a instalar

PROCESO 1

Balance de materia

Coeficiente Precio

componente T/TProducto c/lb

Cloro 0.92 7.0

cido clorhdrico 0.47 10.7

Tricloroetano 0.13 27.5

Cloruro de vinilo 0.72 20.0

Cloruro de vinilideno 1.00 35.0

Costo de energa $ 61.77/ton de producto

Inversin fija para una planta de 23 KT: $ 20.93x106

PROCESO 2

Coeficiente Precio

componente T/Tproducto c/lb

Cloro 0.92 7.0

cido clorhdrico 0.47 10.7

Tricloroetano 0.13 27.5

Cloruro de vinilo 0.72 20.0

Cloruro de vinilideno 1.00 35.0

Costo de energa:$109.42 /TON

Inversin fija para una planta de 23 KT :$

Suponga una tasa mnima de retorno del 20%. Si necesita hacer otras

suposiciones, indquelas explcitamente

Solucin

Proceso 1

Inversin base =

17

(

)

(

)

Costo de la materia

(

)

(

)

Consumo de energa


(

)(

)

Costo de operacin


R=S-C

Utilidad neta

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

18

( )

Ganancias

(

)

(

) (

)

Proceso 2

Inversin base =

(

)

(

)

Costo de la materia

(

)

Consumo de energa

19


(

)(

)

Costo de operacin


R=S-C

Utilidad neta

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

( )

Ganancias

(

)

(

) (

)

20

El conveniente a instalar es el proceso 1 debido que hay mayores ganancias

y menos consumo de energa lo cual genera un menor costo.

2.5 Cumeno puede producirse a partir de benceno y propileno. Se desea

instalar un proceso usando esta ruta a 100 KT (100 000 T) de capacidad. Los

datos de la tecnologa se dan en seguida:

Balance de materia

Componente coeficiente T/T

Benceno -0.67

Cumeno 1.00

Propileno -0.38

Requerimiento de energa: 0.06 FOET/T

Inversin unitaria para un proceso de 127 KT (127 000 T) de capacidad (1977

$): 120 $/T

Usando datos econmicos de 1999

a) Estime la ganacia del proceso despus de impuestos, en c/lb, y

b) Estime el precio de venta de producto

Suponga que el precio del aceite combustible es de 8 c/lb. Suponga una tasa

de retorno de 30%, y una vida de proceso de 10 aos.

Primero: inversin

(

)


(

)



1999 399.6

1977 204.1

(

)

21


Benceno



(

)

propileno


12 c/lb 264.312 USD/Ton

(

)




22


Cumeno = 15 c/lb (1999)



Utilidad Bruta


E=d = 0.1 ti=0.5

( )



23

2.6 una empresa industrial est considerando dos posibles alternativas de

inversin:

A1) instalar una planta de 136 KT de capacidad para producir cido actico,

que tiene un precio de venta de 20 c/lb .

A2) instalar una planta de 345 KT de capacidad para producir amoniaco, que

tiene un precio de venta de 15 c/lb .

Indique cual alternativa sera recomendable elegir, si la compaa basa su

decisin en :

a) La mayor tasa de retorno

b) El mayor beneficio extra

Base su anlisis en costos de 1990

Datos adicionales para las tecnologas

cido actico

Consumo unitario de materia primas: 0.83 de n-butano Consumo de energa: equivalente a 1.6 c/lb de producto Inversin unitaria para una planta de 136 KT (1977$):410 $/T

Amoniaco

Consumo unitario de materia primas : 0.42 de metano Consumo de energia: equivalente a 3.5 c/lb de producto Inversin unitaria para una planta de 345 KT(1977$):230$/T

Suponga los siguientes precios n-butano:4 c/lb metano 4c/lb ndices econmicos E=d=.1 t=0.5 imin=0.15 Indique explcitamente cualquier suposicin adicional que haga

Solucin

cido actico

24

136 000 1977

136 000 1990

(

)

(

)

Costo de la materia

(

)

(

) (

) (

)

Consumo de energa


(

)(

)

Costo de operacin


Utilidad bruta

R=S-C

Utilidad neta

25

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

26

(

) (

) (

)

Consumo de energa


(

)(

)

Costo de operacin


Utilidad bruta

R=S-C

Utilidad neta

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

( )

Tasa de retorno

ROI=P/I

Beneficio extra

27

V=P-imin*I

La mejor es la alternativa 2 por que tiene una mayor tasa de retorno y un

beneficio extra

2.7 se desea instalar un proceso para la produccin de acetona a partir de

isopropanol con una capacidad de 100 KT (100 000 T)

a) Estime la utilidad unitaria despus de impuestos.

b) Estime el precio de venta del producto.

Base de anlisis en datos de 1999.

Tecnologa

Consumo unitario de materias primas

1.11 de isopropanol

0.04 de nitrgeno

Consumo de energa

0.33 FOET/T

Inversin unitaria para una planta de 68 KT (1977 $) : 160 $/T

Suponga para nitrgeno 5 c/Lb, y para el aceite combustible 8 c/Lb.

Parmetros econmicos e=d= 0.1 t=0.5 imin= 0.15

Primero: inversin

(

)


(

)



1999 399.6

1977 204.1

28

(

)


Nitrgeno



(

)

isopropanol



(

)




29


Acetona = 40 c/lb (1999)



Utilidad Bruta


E=d = 0.1 ti=0.5

( )



30

2.8 Se desea instalar una planta de 40 KT de cloruro de vinilideno. Basado en la informacin de las tres tecnologas que se reportan en seguida, detecte la alternativa que proporciona el menor costo de produccin. Base su anlisis en costos de 1996. Tecnologa 1 Balance de materia

Coeficiente

componente T/TProducto

Cloro -1.03

Etileno -.09

Dicloroetano -0.83

cido clorhdrico .43

Hidrxido de sodio -.46

Cloruro de vinilideno 1.00

Costo de energa: $36/ton de producto Inversin fija para una planta de 23 KT :$14.49x106(1977$)

23000 1977

40000 1996

(

)

(

)

Costo de la materia

(

) (

)(

)

31

Consumo de energa


(

)

Costo de operacin


Utilidad bruta

R=S-C

Utilidad neta

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

( )

Tasa de retorno

ROI=P/I

Tecnologa 2 Balance de materia

Coeficiente


Cloro -0.92

32

cido clorhdrico 0.47

Tricloroetano 0.13

Cloruro de vinilo -0.72


Costo de energa: $61/ton de producto Inversin fija para una planta de 23 KT:$20.93x106(1977$)

23000 1977

40000 1996

(

)

(

)

Costo de la materia

(

) (

)(

)

Consumo de energa


(

)

Costo de operacin


33

(

)

Utilidad bruta

R=S-C

Utilidad neta

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

( )

Tasa de retorno

ROI=P/I

Tecnologa 3 Balance de materia

Coeficiente


Cloro -3.01

Etano -0.56

Cloruro de etilo 0.08

cido Clorhdrico 2.11


Costo de energa: $109/ton de producto Inversin fija para una planta de 23 KT:$25.3 x106(1977$) Otros datos: Depreciacin 10% , tasa de impuestos 50% Tasa de retorno mnima 15% Se desea tener un mes de inventarios como capital de trabajo T=toneladas mtricas Escriba cualquier suposicin adicional que haga

34

23000 1977

40000 1996

(

)

(

)

Costo de la materia

(

) (

)(

)

Consumo de energa


(

)

Costo de operacin


(

)

Utilidad bruta

R=S-C

35

Utilidad neta

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

( )

Tasa de retorno

ROI=P/I

La primera tecnologa es la ms adecuada porque da una mayor utilidad neta

y es la ms econmica

2.9 Se puede producir estireno por des hidrogenacin de etilbenceno. Los

datos tcnicos para esta tecnologa son los siguientes:

Balance de materia

Componentes coeficiente, T/T de producto

Benceno 0.05

Etilbenceno -1.15

Estireno 1.00

Tolueno 0.05

Requerimientos primarios de energa: 0.32 FOET/ T

Inversin unitaria para una planta de 454 KT (1977$): 190 $/T

a) Estimar el costo de produccin del estireno en 1999

Tome el costo del aceite combustible como 8 c/lb

Primero: inversin

(

)

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

36

(

)



1999 399.6

1977 204.1

(

)


Benceno



(

)

etilbenceno



(

)

estireno


37


(

)

tolueno



(

)




b) Repita el inciso anterior suponiendo que la planta opera al 50% de su

capacidad nominal

Octavo: Costo de operacin con operacin del 50% en ambas capacidades

(

)

2.10 considere el proceso de produccin de Cumeno, cuyos datos tcnicos

se dan en el ejemplo 2.3 .considerando el mismo escenario econmico,

calcule la tasa de retorno si el precio de venta del producto se fija en 33 c/lb

38

y el proceso opera a un 80% de su capacidad nominal debido a limitacin de

mercado.

Informacin de la tecnologa

Materia primas

Consumo precio

Etileno 0.88 T/T producto 21 /lb

Oxigeno 1.1 T/T producto 2 /lb

Consumo de energa: equivalente a 1.8 $/ T producto

Inversin necesaria para un proceso de 136 KT de capacidad: $58.5 x106

Primero: inversin

La Inversin 136 000 Ton es $58.5 x106 ,pero como el proceso opera al 80%

de su capacidad por lo tanto el 80 % de 136 000108800 entonces

136 00058.5 x106

108800x x=$46.8 x106


(

)



1999 399.6

1977 204.1

(

)


Etileno


39

21 c/lb 462.546 USD/Ton

(

)

Oxigeno



(

)





xido de etileno = 33 c/lb (1999)


40

33 c/lb 726.858 USD/Ton

Utilidad Bruta


E=d = 0.1 ti=0.5

( )

ROI =P/I

4% de tasa de retorno

2.11 anhdrido malico, usado principalmente en la produccin de

polisteres, se puede producirse mediante la oxidacin de benceno. En

seguida se dan los datos tcnicos de esta tecnologa.

Componente coeficiente, T/T de producto

Benceno -1.19

Anhdrido malico 1.00

Consumo de energa 0.15 FOET/T

41

Inversin unitaria para una planta de 27 000 T (1977 $) : 910 $/T

Un grupo industrial tiene inters en instalar una planta basada en esta

tecnologa, con una capacidad de 20 000 T. El anlisis se desea basar en

precios de 1999.

Si el precio de venta se fija en 55 c/lb, estime la tasa de retorno.

Tome el precio del aceite combustible como 8 c/Lb.

Primero: inversin

(

)

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

(

)



1999 399.6

1977 204.1

(

)


Benceno



(

)

Anhdrido Malico

42


53 c/lb 1167.37 USD/Ton

(

)





Polisteres = 55 c/lb


55 c/lb 1211.43 USD/Ton

Utilidad Bruta


43

E=d = 0.1 ti=0.5

( )

Estime la tasa de retorno

Podemos concluir que el proceso es muy poco rentable.

2.12 se han encontrado los siguientes datos para un proceso de produccin

de ciclohexano.La inversin requerida es de $510000. El capital de trabajo es

de $159000.Los costos de operacin son de 2257400 $/ao, mientras que las

ventas anuales son de $2400000. Cul es la tasa de retorno del proceso?

Indique explcitamente cualquier suposicin que haga.

Solucin

Inversin I=510000

Costos de operacin C=2257400

Ventas S=2400000

Utilidad bruta R=S-C=2400000-2257400=.1426x106

Utilidad neta P=142600-.1(510000)-0.5(142600-0.1(510000))=.0458x106

Tasa de retorno ROI=

8% de tasa de retorno

44

2.13 cido tereftlico, usado para la produccin de polister, puede producirse

mediante oxidacin con aire de p-xileno en presencia de un catalizador de cobalto

manganeso bromo. Los siguientes son datos tcnicos de esa tecnologa.

Balance de materia

Componente Coeficiente, T/T de producto

cido actico - 0.06

cido tereftlico 1.00

p-xileno - 0.67

Requerimientos de energa: 0.34 FOET/T

Inversin unitaria para una planta de 150 KT (1977$): 910$/T

Se desea hacer un anlisis 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.

cido acetico: 25 c/lb

p-xileno: 20 c/lb

(

)

(

)

(

) (

)

(

)(

)

(

) (

)

45

(

)

[ [ ]]

Ahora con 75% de capacidad

(

)

(

)

(

) (

)

(

)(

)

(

) (

)

(

)

[ [ ]]

46

2.14 Considere el proceso de disproporcionacin de tolueno para producir benceno

y xileno. Hengstebeck y Banchero estimaron una inversion en equipo principal de

3,742,000 dlares ($1969). Otros aspectos del proceso se dan a continuacion. Los

costos estn en precios de 1969.

Costos de servicos, en miles de dolares por ao:

Electricidad 322000 USD/ao

Vapor 520000 USD/ao

Agua 30000 USD/ao

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 estndar/ dia

En base a los datos mostrados, estime

a) El costo de operacin del proceso.

b) La rentabilidad del proceso. Interprete el resutado.

47

c) La rentabilidad del proceso si ste opera al 70% de su capacidad nominal.

Interprete el resultado.

Haga sus estimaciones usando precios de 1986

1) Calculo de materias primas

tolueno

hidrogeno

Costo total de materia: 11.59 X 106

Costo total de servicios=1.20 x 106

a) Solulucion:

b) Solucion:

Conversin de la venta:

Benceno:

(

) (

)

Xileno}:

48

(

) (

)

Venta total: 53.15 x 10 ala 6

c) Utilidad bruta:

d) Utilidad neta:

{ [ ]}

e) Tasa de retorno:

Solucin del inciso b)

2.15 Repita el problema anterior usando los datos que para esta tecnologa reportan

Rudd y colaboradores.

Componente Coeficiente T/T producto

Benceno 1.00

Aceite combustible 0.01

Tolueno -2.69

Xilenos 1.61


Inversion unitaria para una planta de 90 KT (1977$) 90$/T

a) El costo de operacin del proceso.

b) La rentabilidad del proceso. Interprete el resutado.

c) La rentabilidad del proceso si ste opera al 70% de su capacidad nominal.

Interprete el resultado.

(

)

49

(

) (

)

(

)(

)

(

)

[ ]

2.16 Considere ahora la produccin de benceno mediante hidrodealkilacin de

tolueno. Los datos tcnicos son los siguientes:

Componente coeficiente T/T producto

Benceno 1.00

Hidrgeno - 0.07

Metano 0.24

Tolueno - 1.20


Inversin unitaria para una planta de 90 KT (1977$) 60$/T

Establezca una comparacin del panorama econmico de esta tecnologa con

respecto a la del problema anterior. Tomando 1986

50

(

)

(

) (

) (

) (

) (

) (

)

(

)(

) (

)

(

) (

)

[ [ ]]

2.17 Para el caso de la tecnologa de hidrodealkilacin 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

(

)

51

(

) (

) (

) (

)

(

)(

)

(

)

[ ]

2.18 Se desea construir una planta de 15,000 toneladas por ao de capacidad para

producir ciclohexanol mediante oxidacin de ciclohexano. A partir de la

informacin tcnica y econmica que se proporciona, estime:

a) El precio de venta de ciclohexanol en 1999

b) La utilidad del proceso, en c/lb

Datos tcnicos del proceso

Balance de materia

Componente Coeficiente. T/T de producto

Ciclohexano -1.64

Ciclohexanol 1.00

Ciclohexanona 0.38

Hidrxido de sodio -0.13

52

Energa requerida como servicos: 0.43 FOET/T

Inversin unitaria para una planta de 23 KT de capacidad (1977 $): 550$/T

(

)

(

)

(

) (

) (

) (

)

[ ]

(

)

(

) (

)

(

)(

)

2.19 El tereftalato de dimetilo puede producirse a partir de p-xileno. A continuacin

se dan los datos tcnicos de esta tecnologa.

Balance de materia

Componente Coeficiente, T/T

53

Tereftalato de dimetilo 1.00

Metanol - 0.41

p- xileno - 0.63

Consumo de energa: 0.32FOET/T

Inversin unitaria para una planta de 150 KT (1977$) 820$/T

Se desea evaluar la factibilidad de instalar una planta de 120 KT de capacidad para

producir este compuesto. Base su anlisis en datos de precios de 1996.

a) Estime la tasa de retorno esperada para este proceso.

b) Si la tasa mnima de retorno establecida por la compaa es de 0.15,

Calcule el beneficio extra. Interprete el resultado.

(

)

(

)

[ ]

54

2.21. Anhdrido maleico, usado principalmente en la produccin de polisteres,

puede producirse mediante la oxidacin benceno. En seguida se dan los datos

tcnicos de esta tecnologa.

Balance de materia

Componente Coeficiente T/T de producto

Benceno -1.19 (reactivo)

Anhdrido maleico 1.0 (producto)

Consumo de energa: 0.15 FOET/T

Inversin unitaria para una planta de 27000 T (1977 $/T

Un grupo industrial tiene inters en instalar una planta basada en esta tecnologa, con una

capacidad de 20000 T. El anlisis se desea basar en precios de 1999.

Si el precio de venta se fija en 50 c/lb, estime la tasa de retorno.

0) Inversin ajustada por tiempo:

1) Calculo de la materias primas:

(

) (

)

2) Costo de operacin del proceso:

3) Conversin de la venta:

(

) (

)

4) Utilidad bruta:

5) Utilidad neta:

55

{ [ ]}

6) Tasa de retorno:

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

2.22. Considere las tres tecnologas reportadas por Rudd et al. (petrochemical tecnology

assement, John wiley, 1981) para producir cloruro de vinilo.

a) Estime los precios de venta para cada tecnologa suponiendo que cada proceso se

opera a su capacidad nominal.

b) Estime los precios de venta para cada tecnologa si cada proceso se opera a un nivel

de produccin de 150 KT/ao.

c) Estime los precios de venta de cada tecnologa basados en procesos de una capacidad

nominal de 150 KT /ao, y haciendo uso completo de esa capacidad.

Base su anlisis econmico en dato de 1999. Tome el precio del aceite combustible como

8 C/lb.

a)

Precio del cloruro vinilo (1999)= 14 C/lb

Precio del dicloetano (1999)= 17

Precio del ac.Clorhidrico (1999) = 265

Dicloroetano---------------------- cloruro de vinilo + HCl

1) Balance de materia

1 Ton mtrica de cloruro de vinilo

1.19 Ton mtricas de dicloroetano

56

Ejercicios

Capitulo 3

57

3.1 Estime el costo en 1998 de un horno de proceso que procesa 150 millones de

Btu/hr, construido de acero inoxidable y que opera a 2,200 psi. Indique

explcitamente cualquier suposicin adicional que haga.

Costo base de la unidad

Cb= 350,000 USD

Costo ajustado

Factores de ajuste

Fp= 0.31

Fd= 1

Fm= 0.75

Fob= Cb ( Fd + Fp + Fm )

Fob= 350,000 ( 1 + 0.31 + 0.75 ) = 721,000 USD.

Costo de modulo desnudo

Factor de modulo= 2.3

Cmd= ( Cb x Factor)

Cmd= ( 350,000 x 2.3) = 805,000 USD

Costo modulo denudo ajustado

Cmda= Cmd + ( Cfob Cb )

Cmda= 805,000 + ( 721,000 350,000 )= 1,176,000 USD

58

Base de referencia

Ao 1968= 113.7

Ao 19980 389.5

Costo del horno de proceso

Costo = Cmda( I 1998/ I 1968) X 1.15

Costo = 1,176,000 ( 389.5/ 113.7) X 1.15= 4.63 X 106 USD

3.2. Considere el sistema mostrado de la pgina 52.

a) estime el costo de instalacin de los tres equipos principales en el ao 2000

usando el mtodo de Guthrie.

b) estime el costo de operacin del sistema. Suponga 8500 horas de operacin ala

ao y los siguientes costos de servicios para ese ao:

Costo de vapor: $1.00 por milln de BTU

Agua de enfriamiento: $0.40 por milln de BTU

Carga trmica del condensador: 8.7 x 10 ala 6 BTU/HR

Agua de enfriamiento: Tent = 80F, Tsal=110F

59

Datos adicionales:

Torre de destilacin

7 ft dimetro

15 platos con 2ft espaciamiento

Hervidor

rea 2,000 ft2

Carga trmica 9.5 x 10 ala 6 BTU/HR

Suponer un coeficiente global de transferencia de calor para el condensador y el

hervidor de 200 BTU / HR FT2 F.

A)

Costo de la torre de destilacin:

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 carbn

Cfob= 3000*(1.0+0+0) = 3000 USD

3) Factor del modulo desnudo

60

CMD= Cb * FACTOR = 3000*4.34

CMD= 13020

4) Costo del mdulo desnudo ajustado:

5) Costo de la torre de destilacin:

Base de referencia 1968

(

)

(

)

COSTO DEL HERVIDOR:

1) Costo base (tabla 7)

Cb= $ 10400

2) Costo ajustado

Tipo de diseo: reboiler

Presin: 14.50 psi

Cfob= [costo base *(Fd + fp + fm) ] (tabla 9)

Cfob= 10400*(1.35+0+1.0) = 24440 USD


CMD= Cb * FACTOR = 10400*3.39

CMD= 35256


5) Costo del hervidor:


(

)

(

)

COSTO DEL CONDENSADOR:

61


Cb= $ 8500

2) Costo ajustado

Tipo de diseo: condensador, cabezal flotante

Presin: 14.50 psi


Cfob= 8500*(1.0+0+1.0) = 17000 USD


CMD= Cb * FACTOR = 8500*3.39

CMD= 28815


5) Costo del condensador


(

)

(

)

COSTO TOTAL= SUMA DE LOS TRES EQUIPOS: = 241545.955 USD

b) COSTO DE OPERACIN DEL SISTEMA:

Por balance de materia y energa se calcula el agua de enfriamiento:

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

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

lleva acaBo la reaccin

62

El sistema de separacin produce una corriente de alta concentracin de B para

venderse.

Estime la inversin de los tres equipos de proceso usando el mtodo de Guthrie. Base de

estimaciones a 1999.

REACTOR CONTINUO TIPO TANQUE


Cb= 1,000 USD

Costo ajustado

Factores de ajuste

Fp= 1.00

Fm= 1.00

Fob= Cb X Fp X Fm )

Fob= 1000 X 1 X 1 ) = 1000 USD.


63


Cmd= ( Cb x Factor)

Cmd= ( 1,000 x 4.34) = 4,340 USD



Cmda= 4,340 + ( 1000 1000 )= 4,340 USDBase de referencia

Ao 1968= 113.7

Ao 1999= 390.6

Costo del Reactor continuo tipo tanque del proceso

Costo = Cmda ( I 1999/ I 1968) X 1.15

Costo = 4,340 ( 390.6/ 113.7) X 1.15= 17,145.8 USD

SEPARADOR FLASH


Cb= 3,200 USD

Costo ajustado

Factores de ajuste

Fp= 1.00

Fm= 1.00

Fob= Cb X Fp X Fm )

64

Fob= 3,200 X 1 X 1 ) = 3,200 USD.



Cmd= ( Cb x Factor)

Cmd= ( 3,200 x 4.34) = 13,888 USD



Cmda= 13,888 + ( 3,200 3,200 )= 13,888 USD

Base de referencia

Ao 1968= 113.7

Ao 1999= 390.6

Costo del Separador flsh del proceso

Costo = Cmda ( I 1999/ I 1968) X 1.15

Costo = 13,888 ( 390.6/ 113.7) X 1.15= 54,866.7 USD

CONDENSADOR DE TUBO Y CORAZA


Cb= 3,000 USD

Costo ajustado

65

Factores de ajuste

Fp= 0

Fd= .85

Fm= 1.75

Fob= Cb ( Fd + Fp ) Fm

Fob= 3,000 ( .85 + 0 ) 1.75 = 4,462.5 USD



Cmd= ( Cb x Factor)

Cmd= ( 3,000 x 3.39) = 10,170 USD



Cmda= 10,170 + ( 4,462.5 3000 )= 11,632.5 USD

Base de referencia

Ao 1968= 113.7

Ao 1999= 390.6

Costo del Condensador de tubo y coraza del proceso

Costo = Cmda ( I 1999/ I 1968) X 1.15

Costo = 11,632.5 ( 390.6/ 113.7) X 1.15= 45,956 USD

66

INVERIN REQUERIDA PARA ESTE PROCESO

Cr + Cs + Cc = 17,145.8 + 54,866.7 + 45,956= 117,968.5 USD

3.4. Para el proceso mostrado en el problema 3.3, un grupo de externo ha estimado

que la inversin actual equivale a 1 milln de dlares. La capacidad del proceso es

de 1 KT /ao y se consumen 1.1 T de A por cada T de B. el precio de B en el

mercado es de 35 C/lb.

En el condensador, la temperatura de entrada del agua de enfriamiento es de 25C y

la de la salida de 40C. El calor latente de B es de 1000 BTU/ lb. El costo del agua de

enfriamiento es de 5x 10 ala -4 $/lb.

Se est negociando el precio de la materia prima A. Cul debe ser el precio

mximo de A que la compaa puede pagar para que el proceso sea rentable? Use

parmetros econmicos tpicos.

costo de operacin del proceso= costo de materia prima + costo de servicio + .05inv

costo de materia prima: coeficiente 1.1 T/TP

costo 292.676031 $/T capacidad 1000 T/AO costo= 321943.634 $/ao

costo del servicio 0.01785 $/hr 156.366 $/ao

.05*inv 50000 $/ao

costo de operacin: 372100

S= cap*venta= 772100 $/ao

R=s-c= 400000

inv= 1000000 utilidad neta: P=R-ei-t(R-di)=P 150000 $/ao

67

precio de venta anual

tasa de retorno= p/inv 0.15

El precio mximo para la materia prima A es de 292.67 para que sea rentable el

proceso ya que se resolvi por solver metiendo como objetivo el 15% de tasa de

retorno para el proceso, y como variable el costo de materia prima.

3.5 Se desea estimar la inversin requerida para la siguiente parte de un proceso en

desarrollo

(a) Estime la inversin requerida para cada uno de los equipos usando el mtodo de

Guthrie. Base de su estimacin para 1998.

(b) Calcule el costo anual de vapor para que este esquema si su costo unitario es de

1/lb y se trabajan 8,500 horas al ao.

(c) Si la corriente de salida del reactor se desea vender, y se desprecia el precio de la

materia prima, estime el precio de venta si se desea una tasa mnima de

recuperacin despus de impuestos del 15%. Suponga que la produccin de la

mezcla a vender es equivalente a 2,000,000 lb/ao

INTERCAMBIADOR DE CALOR

Calculo del rea en Ft2

Q= (FA) ( Cp) ( T2-T1)

Q= ( 50,000 lb/hr ) ( 1 Btu/lb 0F ) (177-77 ) 0F = 5,000,000 Btu/hr

68

LMDT= ( T2- T1) / ln ( T2- T1)

T2= ( 212- 177 )0F = 350F

T1= ( 100 - 77)0F= 25 0F

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

A= Q / ( U X MLDT)

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



Cb= 7,500 USD

Costo ajustado

Factores de ajuste

Fp= 0

Fd= 0.85

Fm= 1.82


Fob= 7,500 ( 0.85 + 0 ) 1.82 = 11,602.5 USD.

69



Cmd= ( Cb x Factor)

Cmd= ( 7.500 x 3.39) = 25,425USD



Cmda= 25,425+ ( 11,602.5 7,500 )= 29,527.5USD

Base de referencia

Ao 1968= 113.7

Ao 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

70


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.



Cmd= ( Cb x Factor)

Cmd= ( 1890 x 4.34) = 8,202.6 USD



Cmda= 8,202.6 + ( 1,890 1,800 )= 8,292.6 USD

Ao 1968= 113.7389.5

Ao 1998=389.5

71

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 fermentacin:

La produccin deseada de la corriente de etanol es de 100 x 10 ala 6 lb/ao.

La concentracin de etanol a la salida del fermentador es de 150g/L. Para fines de

estimacin preliminar se puede suponer que la corriente de salida del fermentador

es una mezcla de etanol y agua.

a) Usando el mtodo de guthrie estime la inversin de los principales

componentes del proceso (fermentador, columna, condensador y calderin).

Refiera su estimacin 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 razn de reflujo de 4 (en base masica).

Indique explcitamente cualquier suposicin que haga.

A)



72

Cb= $ 700

7) Costo ajustado

Espaciamiento= altura/#platos= 15/10=1.5 ft = 18 pulg


Se elige tipo vlvulas, acero al carbn

Cfob= 700*(1.4+0.4+0) = 1260 USD


CMD= Cb * FACTOR = 700*4.34

CMD= 3038




(

)

(

)

COSTO DEL HERVIDOR:


Cb= $ 18000

7) Costo ajustado

Tipo de diseo: reboiler

Presin: 6 psi


Cfob= 18000*(1.35+0+1.0) = 42300 USD


CMD= Cb * FACTOR = 42300*3.39

CMD= 143397

73




(

)

(

)



Cb= 20000 $

7) Costo ajustado

Tipo de diseo: condensador, cabezal flotante

Presin: 7 psi


Cfob= 20000*(1.0+0+1.0) = 40000 USD

8) Factor del mdulo desnudo

CMD= Cb * FACTOR = 20000*3.39

CMD= 67800




(

)

(

)

COSTO DEL FERMENTADOR:


Cb= 3000 $

2) Costo ajustado

74

Tipo de diseo: acero al carbon

Presin: 7 psi


Cfob= 3000*(1.0+1.0+1.0) = 9000 USD


CMD= Cb * FACTOR = 3000*4.34

CMD= 13020


5) Costo del FERMENTADOR


(

)

(

)

COSTO TOTAL= SUMA DE LOS CUATROS EQUIPOS: = 674252 USD

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

La columna se opera a presin atmosfrica. Se desea hacer una estimacin preliminar de

la inversin que requiere el sistema en 1995.

(a) Estime la inversin requerida para el condensador.

(b) Estime la inversin requerida para la columna.

75

CONDENSADOR DE TUBO Y CORAZA


Cb= 5,000 USD

Costo ajustado

Factores de ajuste

Fp= 0

Fd= .85

Fm= 1.78


Fob= 5,000 ( .85 + 0 ) 1.78 = 7565 USD



Cmd= ( Cb x Factor)

Cmd= ( 5,000 x 3.39) = 16,950 USD



Cmda= 16,950+ ( 7565 5000 )= 19,515 USD

76

Base de referencia

Ao 1968= 113.7

Ao 1995= 381.1

Costo del Condensador de tubo y coraza del proceso

Costo = Cmda ( I 1999/ I 1968) X 1.15

Costo = 19,515 ( 381.1/ 113.7) X 1.15= 75,222 USD

COLUMNA DE DESTILACIN

Costo base de Los platos instalados

Cb= 400 USD

Costo de platos

Factores de ajuste

Fs= 2.2

Ft= 0

Fm= 0

Fob= Cb ( Fs + Ft + Fm )

Fob= 400 ( 2.2 + 0 + 0 ) = 880 USD.



Cmd= ( Cb x Factor)

77

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



Cmda= 3,472 + ( 880 400 )= 3872 USD

Base de referencia

Ao 1968= 113.7

Ao 1995= 381.1

Costo de la columna

Costo = Cmda ( I 1998/ I 1968) X 1.15

Costo = 3,872 ( 381.1/ 113.7) X 1.15= 14,924.9 USD

3.8 una columna de destilacin procesa 12000lb/hr de una solucin acuosa que

contiene 5% de amoniaco en peso, y produce un flujo de destilado de 3000lb/hr con

una concentracin de 20% en peso. Estime la inversin total requerida para los tres

componentes de equipo en 1997. Indique explcitamente cualquier suposicin que

haga.

Datos de la columna:

Dimetro=3.5 ft;altura=8ft; con 5 platos de cachucha (o campanas) con

espaciamiento de 1 ft y de acero al carbn.

Datos del hervidor:

78

rea= 200ft2, tipo kettle, acero inoxidable por los tubos y acero al carbn por la

coraza

Datos del condensador:

rea=2000ft2, tubo y coraza, monel por los tubos y acero al carbn por la coraza

INVERSION TOTAL DE LA COLUMNA

A)



Cb= $ 350

12) Costo ajustado


De campana y acero al carbn

Cfob= 350*(2.2+1.8+0) = 1400 USD


CMD= Cb * FACTOR = 350*4.34

CMD= 1519




(

)

(

)

COSTO DEL HERVIDOR:


Cb= $ 3000

12) Costo ajustado

79

Tipo de diseo: tipo kettle, acero inoxidable por los tubos y acero al carbn por la coraza


Cfob= 3000*(1.35+0+1.0) = 7050 USD


CMD= Cb * FACTOR = 3000*3.39

CMD= 10170




(

)

(

)



Cb= $ 10400

12) Costo ajustado

Tipo de diseo: tubo y coraza, monel por los tubos y acero al carbn por la coraza


Cfob= 10400*(.85+0+3.1) = 41080 USD


CMD= Cb * FACTOR =10400*3.39

CMD= 35256




80

(

)

(

)

COSTO TOTAL= SUMA DE LOS TRES EQUIPOS: = 198391 USD

3.9 Considere el diagrama de flujo que se muestra enseguida. Estime la inversin

requerida para este proceso para el ao 2000 usando el mtodo de Guthrie.



Cb= 8,000 USD

Costo ajustado

Factores de ajuste

Fp= 0

Fd= .85

Fm= 2.30


81

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



Cmd= ( Cb x Factor)

Cmd= ( 8,000 x 3.39) = 27,120 USD



Cmda= 27,120 + ( 15640 8,000 )= 34,760 USD

Base de referencia

Ao 1968= 113.7

Ao 2000= 394.1

Costo del Intercambiador de calor del proceso

Costo = Cmda ( I 2000/ I 1968) X 1.15

Costo = 34760 ( 394.1/ 113.7) X 1.15= 139,290.4 USD

REACTOR CONTINUO TIPO TANQUE


Cb= 3500 USD

82

Costo ajustado

Factores de ajuste

Fp= 1.00

Fm= 2.25

Fob= Cb X Fp X Fm )

Fob= 3500 X 1 X 2.25 ) = 7875 USD.



Cmd= ( Cb x Factor)

Cmd= ( 3500 x 4.34) = 15,190 USD



Cmda= 15,190 + ( 7875 3500 )= 19,565 USD

Base de referencia

Ao 1968= 113.7

83

Ao 2000= 394.1

Costo del Reactor continuo tipo tanque del proceso

Costo = Cmda ( I 2000/ I 1968) X 1.15

Costo = 19,565 ( 394.1/ 113.7) X 1.15= 77,987.2 USD

INVERIN REQUERIDA PARA ESTE PROCESO

Ci + Cr = 139,290.4+77,987.2 = 217,277.6 USD

3.10. Calcular mediante el mtodo de guthrie el costo en 1990 un intercambiador de

calor de cabezal flotante con un rea de 1000ft2 que va a operar a presiones

moderadas, construido de acero al carbn por la coraza y monel por los tubos.

COSTO DE UN INTERCAMBIADOR DE CALOR:


Cb= $ 9000

2) Costo ajustado

Tipo de diseo: cabezal flotante

Presin: MODERADA


Cfob= 9000*(1.0+0+2.5) = 31500 USD


CMD= Cb * FACTOR = 9000*3.39

CMD= 30510


5) Costo del INTERCAMBIDOR


84

(

)

(

)

3.11 Considere el sistema tanque-enfriador mostrado en la figura. Estime la

inversin que este proceso requeria en 1968 de acuerdo al mtodo de Guthrie.

TANQUE VERTICAL


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.

85



Cmd= ( Cb x Factor)

Cmd= ( 1890 x 4.34) = 8,202.6 USD



Cmda= 8,202.6 + ( 1,890 1,800 )= 8,292.6 USD

Ao 1968= 113.7

Costo del Tanque vertical de proceso

Costo = Cmda ( I 1968/ I 1968) X 1.15

Costo = 8,292.6 ( 113.7/ 113.7) X 1.15= 9,536.49 USD

ENFRIADOR


Cb= 6,000USD

86

Costo ajustado

Factores de ajuste

Fp= 1.05

Ft= 0.10

Fm= 1.85

Fob= Cb ( Fp + Ft + Fm )

Fob= 6,000 ( 1.05 + 0.10 + 1.85 ) = 18,000 USD.



Cmd= ( Cb x Factor)

Cmd= ( 18,000 x 2.54) = 45,720 USD



Cmda= 45,720 + ( 18,000 6,000 )= 57,720 USD

Ao 1968= 113.7

Costo del Enfriador de proceso

87

Costo = Cmda( I 1998/ I 1968) X 1.15

Costo = 57,720 ( 113.7/ 113.7) X 1.15= 66,378 USD

INVERIN QUE SE REQUERIA PARA ESTE PROCESO

Ct + Ce = 9,536.4 + 66,378 = 75,914.49 USD

3.12. La des hidrogenacin de etilbenceno se realiza a 600C con la adicin de

Vapor a altas temperaturas. Estime la inversin necesaria para el generador de

vapor y el reactor usando el mtodo de gthrie. Haga sus estimaciones para 1980.

COSTO DE UN GENERADOR DE VAPOR:


88

Cb= $ 350000

2) Costo ajustado

Tipo de diseo: calentador; acero al carbn; presin= 700psi


Cfob= 350000*(1.0+.10+0) = 385000 USD


CMD= Cb * FACTOR = 350000*2.30

CMD= 805000


5) Costo del generador de vapor


(

)

(

)

COSTO DE UN REACTOR CATALITICO:

1) Costo base (tabla14)

Cb= $ 35000

2) Costo ajustado

Tipo de diseo: ACERO INOXIDABLE

Presin: 600PSI


Cfob= 35000*(1.60+2.25+3.67) = 263200 USD


CMD= Cb * FACTOR = 35000*4.34

CMD= 151900

89


5) Costo del reactor


(

)

(

)

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

90

CONCLUSION

Se conoci cules son los clculos que se hace para conocer los datos de algunos

procesos para escoger cul es el diseo ms rentable que tienen dichos

procesos.se conoci en que consiste Inversin fija, costo de operacin, costo

unitario, costo de energa, tasa de retorno , beneficio extra, los ndices de

construccin, costo de materia prima ,etc. As como tambin a como calcular cada

una de ellas y con respecto a esas escoger cual es el diseo ms rentable que

tienen algunos procesos.

BIBLIOGRAFIA

DISEO DE PROCESOS EN INGENIERIA QUIMICA

ARTURO JIMENEZ GUTIERREZ

EDITORIAL REVERTE,S.A.

Documents

Diseño 1 Capitulo 2 y 3