anteproyecto terminado

UNIVERSIDAD TECNOLÓGICA NACIONAL FACULTAD REGIONAL RESISTENCIA

INGENIERÍA QUÍMICAa) INTEGRACIÓN IV

Tratamiento de Emisiones de Dióxido de Azufre con obtención De Subproducto con valor

comercialAnteproyecto Integración IV

Objetivo, Producción, Localización, Inversiones, Presupuestos, Gastos, Ingresos y Rentabilidad de una panta de tratamiento de efluentes gaseosos

Autores: Bogado, Ricardo;Masdeu, Nicolás;Meier Hernán;Perret, CarolinaUniversidad Tecnológica Nacional, Facultad regional Resistencia

Alumnos: Bogado, Ricardo; Masdeu, Nicolas; Meier, Hernán; Perret, Carolina1


INGENIERÍA QUÍMICAb) INTEGRACIÓN IV

I. Índice

I. Índice.......................................................1

II. Objetivo...................................................5

III. Estudio de Mercado.................................5

1. Planteo General del Problema.............5

2. Antecedentes.......................................5

2.1. Dióxido de azufre:........................5

2.2. Efectos de la lluvia acida..............6

2.3. Efluentes con contenido de

dióxido de azufre en la industria

termoeléctrica.............................................7

2.4. Tratamiento de emisiones de

dióxido de azufre en industria

termoeléctrica.............................................8

2.5. Torres de absorción.....................9

2.6. Producción de coque en la

industria metalúrgica.................................10

2.7. Tratamientos de efluentes

gaseosos en industria metalúrgica............11

3. Selección Crítica de la Materia Prima 13

3.1. Por medio de Soda Cáustica:......13

3.2. Por medio de Soda Solvay:.........14

3.3. Por medio de Agua Amoniacal...15

4. Selección crítica del Producto:...........16

4.1. Resumen:...................................19

5. Análisis FODA para las 3 alternativas de

producto.......................................................................................................................................

5.1. Análisis para el Sulfito de sodio................................................................................

5.2. Análisis para el Bisulfito............................................................................................

5.3. Análisis para el Sulfato de Amonio

21

6. Usos y especificaciones del Sulfito de

Sodio 23

6.1. Propiedades físicas y químicas..................................................................................

6.2. Condiciones de almacenamiento y

conservación............................................................................................................................

6.3. Uso del producto......................................................................................................

7. Tipo de consumidores......................................................................................................

7.1. Tabletas decloradoras:.............................................................................................

7.2. Fotografía:................................................................................................................

7.3. Papeleras:.................................................................................................................

7.4. Conservación de alimentos:......................................................................................

7.5. Curtiembres:.............................................................................................................

8. Cifras estadísticas, producción,

importación, etc...........................................................................................................................

8.1. Panorama mundial...................................................................................................

8.2. Estructura del suministro de

azufre (%).................................................................................................................................

8.3. Producción mundial..................................................................................................

8.4. Precios......................................................................................................................

Alumnos: Bogado, Ricardo; Masdeu, Nicolas; Meier, Hernán; Perret, Carolina1


INGENIERÍA QUÍMICA INTEGRACIÓN

9. Distribución Geográfica del mercado.33

10. Fijación de la demanda actual.......35

11. Potencialidad.................................37

11.1. Justificación de la Potencia

Instalada 37

IV. Localización de la Planta........................37

1. Justificación.......................................37

V. Diseño del proceso................................41

1. Procedimientos de producción y

alternativas....................................................41

2. Selección Crítica del procedimiento a

utilizar 42

2.1. SO2 en el Convertidor LD-CB......42

2.2. SO2 en el Alto Horno..................43

2.3. SO2 en la Coquización.................44

3. Descripción detallada del

procedimiento elegido..................................45

4. Diagrama de Flujo..............................48

5. Balance de Materia............................49

5.1. Balance de masa Scrubber.........49

6. Balance de Energía.............................55

VI. Aparatos y Equipos................................62

1. Lavador de gases (Scrubber)..............62

2. Cálculo del mismo y especificaciones 63

2.1. Determinación del Diámetro de la

Torre: 63

2.2. Determinación de la altura de la

Torre 65

2.3. Costo Scrubber :.......................................................................................................

3. Adopción de aparatos y equipos......................................................................................

3.1. Pileta de Dilución......................................................................................................

3.2. Piletas de Decantación.............................................................................................

3.3. Decanter...................................................................................................................

3.4. Secador Spray...........................................................................................................

3.5. Intercambiador de Calor...........................................................................................

3.6. Bombas.....................................................................................................................

3.7. Empaquetadora........................................................................................................

VII. Servicios...........................................................................................................................

1. Agua para disolución........................................................................................................

2. Agua de Enfriamiento.......................................................................................................

3. Energía Eléctrica...............................................................................................................

El costo anual de la energía eléctrica para

360 días de operación será de:.....................................................................................................

Combustible..............................................................................................................................

El costo anual de combustible para 360 días

de operación será de:...................................................................................................................

VIII. Estimación de Costos........................................................................................................

1.1. Tabla de estimación de

sobrecostos asociados a importación de

equipos: 88

1.2. Inversión de Capital Fijo:..........................................................................................

1.3. Inversión de Capital de Trabajo:...............................................................................

Alumnos: Bogado, Ricardo; Masdeu, Nicolás; Meier, Hernán; Perret, Carolina2



1.4. Mano de obra:...........................91

1.5. Costos de fabricación:................91

1.6. Gastos generales:.......................94

1.7. Determinación de la utilidad por

venta: 96

1.8. Utilidad bruta:............................96

1.9. Determinación de la utilidad neta

libre de impuestos:....................................97

1.10. Determinación de las tasas de

retorno: 97

1.11. Determinación del precio de

repago simple:...........................................97

IX. Conclusión.............................................98

X. Bibliografía.............................................99

XI. Sitios de Internet.................................100

XII. Anexos............................................................................................................................

1.1. Lay Out de la Planta................................................................................................

II. Objetivo

El objetivo de este proyecto consiste en analizar la factibilidad económica,

geográfica, ambiental y social de poner en marcha una instalación que permita capturar

las emisiones de dióxido de azufre en efluentes gaseosos de la industria, obteniendo

compuestos económicamente viables que permitan amortizar los costos de instalación y

operación de dicho equipo.

III. Estudio de Mercado

1. Planteo General del Problema

Si bien es importante participar como ingeniero en el diseño, mantención,

evaluación, optimización, simulación, planificación, construcción y operación de

procesos, también es bueno tomar conciencia social del impacto ambiental de estos y




así utilizar nuestros conocimientos para disminuir los efectos que la industria tiene

sobre el medio ambiente.

Utilizando como materias primas sustancias nocivas para el medio, para

transformarla, consiguiendo un producto que sea económicamente viable, pudiendo

subsidiar costos de instalación y mantenimiento a largo plazo, lograremos cumplir con

las disposiciones legales vigentes mejorando el medio ambiente.

Nuestro anteproyecto consiste básicamente en lo anteriormente dicho, sin mas

detenimientos nos introducimos en el planteo del problema.

2. Antecedentes

2.1. Dióxido de azufre:

El dióxido de azufre se origina por la combustión o proceso de combustibles que

contienen azufre (diesel y combustóleo principalmente) y la fundición de minerales ricos

en sulfatos. Se genera principalmente por la industria (incluyendo las siderurgicas),

seguido de los vehículos automotores. Los compuestos que contienen azufre están

presentes en la atmósfera natural no contaminada. Estas sustancias provienen de la

descomposición bacteriana de la materia orgánica, de los gases volcánicos y otras

fuentes. Sin embargo, su contribución en el balance total de SO2 resulta muy pequeña

en comparación con las producidas en los centros urbanos e industriales como

resultado de las actividades humanas. Las concentraciones altas de SO2, se registran

en un radio menor a 20 Km de la fuente de emisión.

La OMS recomienda como límite para preservar la salud pública una

concentración de 100 a 150 µg/m³ promedio de 24 horas, y de 40 a 60 µg/m³ en una

media aritmética anual

Una consecuencia de la presencia en la atmosfera de este compuesto es “la

lluvia ácida” fenómeno que se produce cuando la humedad en el aire se combina con

el óxido de nitrógeno y el dióxido de azufre emitidos por fábricas, centrales eléctricas y

vehículos que queman carbón o productos derivados del petróleo. En interacción con el

vapor de agua, estos gases forman ácido sulfúrico y ácidos nítricos. Finalmente, estas

sustancias químicas caen a la tierra acompañando a las precipitaciones.

2.2. Efectos de la lluvia acida




La acidificación de las aguas de lagos, ríos y mares dificulta el desarrollo de vida

acuática en estas aguas, lo que aumenta en gran medida la mortandad de peces.

Igualmente, afecta directamente a la vegetación, por lo que produce daños importantes

en las zonas forestales, y agricultura que son fuentes de riqueza de gran importancia en

nuestro país.

Efecto de la lluvia ácida en bosques 1

2.3. Efluentes con contenido de dióxido de azufre en la industria termoeléctrica.

Las centrales térmicas son instalaciones que hacen posible una transformación de

portadores energéticos en corriente eléctrica o en corriente y calor útil. El tipo de central

se define en función del portador energético utilizado y la energía útil producida.

Los portadores energéticos pueden ser:

Combustibles fósiles como carbón, derivados del petróleo o gas natural.

Materias residuales y desechos, como la basura doméstica e industrial y los

aceites residuales.

Energía nuclear.

El tamaño de las centrales térmicas que consumen combustibles fósiles va desde

varios cientos de kW (centrales diesel) hasta más de 1.000 MW (centrales de petróleo y

de hulla).




Dentro los efectos ambientales causados por el funcionamiento de una central

térmica se distingue, es decir, expulsión al medio ambiente de contaminantes desde

diversas partes de la instalación, sobre todo la chimenea, o incidencia de los

contaminantes en el medio ambiente, que generalmente se mide a nivel del suelo.

2.4. Tratamiento de emisiones de dióxido de azufre en industria termoeléctrica

Los posibles métodos a utilizar para la eliminación de compuestos de azufre de

gases de chimenea son los siguientes:

- Planta Claus

- Lavado de gases de chimenea por absorción, con o sin reacción química

en columna de rellenos.

A continuación se hará una breve descripción de cada método:

- Plantas Claus

Los compuestos de azufre y de nitrógeno presentes naturalmente en el petróleo

crudo deben ser procesados para obtener combustibles de acuerdo a las

especificaciones vigentes. En estos procesos se extraen dichos compuestos

generando gases como el SH2 y NH3.

En las refinerías, el acido sulfhídrico y el amoniaco generados se queman en la

antorcha de gases agrios convirtiéndolos en dióxido de azufre y óxidos de nitrógeno,

con el objeto de reducir el impacto ambiental de estas emisiones existe la planta Claus

que tiene por finalidad la conversión del acido sulfhídrico en azufre elemental, estado

liquido, en calidad comercial con una pureza del 99,9% y el amoniaco en vapor de agua

y nitrógeno.

La remoción de compuestos de azufre y nitrógeno de los combustibles se realiza

a través de dos tipos de tratamientos, el primero, por absorción de componentes de

azufre y nitrógeno mediante lavado de corrientes de hidrocarburos con agua

desmineralizada, dando un producto denominado “agua agria” y el segundo, por

reacción con soluciones de aminas, específicamente dietanoalamina(DEA), para la

extracción de azufre del hidrocarburo produciendo una solución de DEA rica en

compuestos de azufre. Posteriormente tanto las corrientes de aguas agrias producidas

como las soluciones de DEA, ahora ricas en SH2 y NH3, son regeneradas a través de

procesos de desorción y regeneración en dos etapas de tratamiento de aguas agrias.




El proceso ha sido diseñado para producir azufre elemental en estado liquido,

con una recuperación del azufre contenido en las corrientes de gases agrios, superior al

96%, la conversión total de amoniaco en nitrógeno y agua.

Debido a que el proceso es altamente exotérmico, la unidad esta integrada

energéticamente y el calor generado se aprovecha para producir vapor de alta y de baja

presión en recuperadores de calor.

2.5. Torres de absorción

El método para extraer compuestos determinados de una corriente gaseosa es

la absorción. Este procedimiento consta de la transferencia de un componente de la

corriente gaseosa de determinada concentración a un líquido, con baja presión de

vapor y menor concentración del compuesto, en el que tenga alta solubilidad. La fuerza

impulsora que provoca la separación será entonces la diferencia de concentraciones.

La absorción puede ser física, si la separación es por disolución, o química, si el

compuesto que se quiere eliminar o recuperar reacciona con el solvente seleccionado.

De esta manera, aunque la etapa limitante suele ser la absorción física, se puede

mejorar la solubilidad de determinado compuesto mediante la adición al solvente de

sustancias que reaccionen con él (disolución alcalina como solvente para eliminar un

compuesto ácido).

Para conseguir la máxima eficiencia se debe buscar la máxima superficie de

contacto entre el gas residual y el líquido eliminador, además los materiales de

construcción de estos equipos deben ser resistentes a la corrosión debido al carácter

acido de algunos de los gases a eliminar o recuperar. Hay una amplia gama de equipos

que se han diseñado con este fin, entre los que se encuentran las columnas de platos,

las columnas de relleno, las cajas de aspersión, los separadores de venturi, etc.

Las columnas de platos son equipos a contracorriente, en los que el contacto se

hace en discontinuo sobre unos platos que tienen orificios para el paso de los gases, y

un vertedero para transferir el líquido de plato a plato, de manera que los gases

ascienden burbujeando por los orificios.

Las columnas de relleno a contracorriente, en las que nos centramos, son

equipos cilíndricos que contienen en su interior un relleno cuyo objetivo es maximizar el




área de contacto entre gas y líquido. Las torres empacadas tienen eficiencias de

remoción de gases más altas que otros equipos manejando caudales de gas residual

más altos y menor cantidad de líquido de limpieza, aunque las pérdidas de presión son

altas y los costos del equipo, de operación y de mantenimiento también pueden ser

bastante altos.

2.6. Producción de coque en la industria metalúrgica

En la coquería, la coquización se practica en cámaras de ladrillo refractario, que se

agrupan formando baterías de hasta 500 cámaras en paralelo. La alimentación de estas

cámaras de coquización se realiza por la parte superior, mediante tolvas. Después de

varias horas de coquización se saca de cada cámara el coque empujándolo

longitudinalmente y se apaga en seguida con lluvia de agua. Se le lleva finalmente a las

instalaciones de cribado, trituración y clasificación por tamaños; ya que la fábrica

siderúrgica los aprovecha por separado. La calefacción se efectúa interponiendo

cámaras de combustión a los flancos de las de coquización. El calor pasa a través de

los ladrillos silíceos que separan ambos tipos de cámaras.

La coquización se inicia en las porciones de hulla en contacto con las paredes de

calcio, y desde ellas avanza progresivamente hacia el interior. Por ello, y como el

carbón es mal conductor, se produce un importante gradiente de temperatura y cuando

los trozos junto a la pared ya estén coquizados los del centro de la cámara pueden

permanecer aún inalterados, si la anchura de la cámara de coquización fuera grande.

Por eso, para evitar un producto muy heterogéneo, se limita el ancho de las cámaras.

Durante este proceso se genera el gas de coque, conteniendo una elevada

concentración de dióxido de azufre, entre otros gases.




Vista esquemática, en planta, de una batería de coquización

El coque, en general, puede ser utilizado como combustible, como reductor

metalúrgico, como materia prima de gasificación o como materia prima para síntesis

química.

2.7. Tratamientos de efluentes gaseosos en industria metalúrgica

a) Reducción de emisiones mediante mejoras del carro de carga en la coquería

Las baterías de hornos de Coque de Siderar fueron puestas en servicio en 1973/74

(en ese entonces empresa estatal Somisa) disponiendo de carros de carga diseño

OTTO. Los carros de carga ya incluían en su diseño algunas particularidades para

minimizar el impacto ambiental (aspiración de gases mediante turbo aspirador, lavado

con agua, de humos de combustión, mediante un sistema venturi, etc.).

El sistema original debió desactivarse por razones operativas y de diseño,

modificándose el carro de carga para descargar los gases sin tratamiento, directamente

a la atmósfera. Esta fue la situación que imperaba cuando la planta fue adquirida por

Siderar, abocándose de inmediato el estudio de la solución del problema.

Para resolver esta situación se decidió la instalación de nuevos carros de carga de

diseño Thyssen Still en reemplazo de los originales. El criterio empleado en su diseño

para minimizar el impacto ambiental durante la operación, fue producir una carga

“estanca”, evitando la salida al medio ambiente de gas crudo y particulado a través de:




Tolvas con un volumen 30% mayor, que permiten dejar un excedente de

carbón que actúa como tapón en el final de la carga.

Telescopio externo estanco respecto del interno y a su vez cierre estanco con

el marco de la boca de carga, por presión.

Limpieza automática mediante cuchillas de acero de los marcos y tapas de

bocas de carga.

Incorporación de apertura automática de puerta de nivelación en máquina

deshornadora.

Cambio del diseño de aspiración de gases, con vapor, durante la carga hacia

el colector principal.

Como mejora complementaria, el tiempo de carga se redujo en un 50% del

anterior.

Al producirse la incorporación de los nuevos carros de carga, se elimina la emisión de

1.265 ton de C equivalentes a la atmósfera por año. Esta cifra es equivalente a las

emisiones de C que producen 1,030 autos a lo largo de un año (considerando un

recorrido promedio de 25,000 km/año).

En este proyecto pretendemos eliminar los gases de provenientes de el proceso

de coquización en la industria metalúrgica, utilizando el gas de coque, que poseen una

elevada concentración de dióxido de azufre superior a la establecida por la legislación

vigente.

Para la eliminación del dióxido de azufre de dicha industria, descartamos la

posibilidad de utilizar una planta Claus debido a que es un método adecuado para la

eliminación de sulfuros en la industria de las refinerías, es un proceso caro y patentado

con reacciones catalíticas con datos de difícil obtención.

- No consideramos apropiado el método de lavado de gases sin reacción química,

ya que produce soluciones muy diluidas utilizando grandes volúmenes de agua, lo

que implica altos costos energéticos por bombeo y concentración.

- Teniendo en cuenta los métodos con reacción química tenemos tres opciones:

tratamiento con cal obteniendo como producto yeso, que no se realizara por el

bajo precio de venta de este, también se pueden producir importante problemas de

corrosión en las instalaciones, generándose volúmenes de residuos de




sulfito/sulfato de calcio que tendremos que tener en cuenta a la hora de su

eliminación.

- Otras de las opciones de obtención de nuestro proceso es la producción de

sulfato de amonio tratando los gases con agua amoniacal, un producto interesante

por su demanda como materia prima para la fabricación de fertilizantes, pero que

no se llevara a cabo debido a que se debe simultáneamente inyectar oxigeno a la

torre para producir una reacción de oxido-reducción para pasar de sulfito o bisulfito

de amonio a sulfato lo cual aumentaría la complejidad del sistema.

- Por lo tanto encontramos que el bien producido será sulfito de sodio a partir de

lavar el gas de coque con “soda solvay” o “soda caustica”, ya que el proceso es

mas sencillo, no llevando a cabo una reacción de oxido reducción.

3. Selección Crítica de la Materia Prima

Para la reacción con SO2 se pueden utilizar tanto Soda Solvay como Soda Cáustica;

obteniéndose como productos sulfito de sodio o bisulfito de sodio, dependiendo de las

condiciones de trabajo.

Además es posible obtener sulfato de amonio mediante la reacción con el dióxido de

azufre e hidróxido de amonio.

Para evaluar cual de los reactivos y productos nos resulta económicamente favorable,

realizamos el siguiente análisis teniendo en cuenta las cantidades estequiométricas

utilizadas en cada reacción y costos de cada uno de ellos.

3.1. Por medio de Soda Cáustica:

Formula Molecular Soda Cáustica: Na(OH)

Peso Molecular: 40

Precio por Kilogramo: U$$ 1.73

Peso Molecular Dióxido de Azufre: 64

a) Suponiendo obtención de Sulfito de Sodio:




Reacción Química:

2 Na(OH )(ac)+SO2(g )

+H2O(l)→Na2 SO3( g)

+2 H2O(l )

La relación es 1 a 2

80 KgNa (OH )64 KgSO2

=1 .25KgNa(OH )

KgSO 2

Costo por Kilogramo de Dióxido De Azufre:

1 .73U $$

KgNa(OH )1 . 252

KgNa(OH )KgSO 2

=2 .16U $$

KgSO2

b) Suponiendo obtención de Bisulfito de Sodio:

SO2+NaOH→NaHSO3


40 KgNa (OH )64 KgSO2

=0 . 63KgNa (OH )

KgSO2


1 .73U $$

KgNa(OH )0 . 63

KgNa (OH )KgSO2

=1.08U $$

KgSO 2

3.2. Por medio de Soda Solvay:

Formula Molecular Soda Solvay: Na2CO3




Peso Molecular: 106

Peso Molecular bisulfito de sodio: 104


a) Suponiendo obtención de Sulfito de Sodio:

Reacción Química:

SO2( g)

+Na2 CO3(ac )

→Na2 SO3(ac )

+CO2(g)


106 KgNa2CO 3

64 KgSO2

=1.66KgNa2 CO3

KgSO2


0 .66U $$

KgNa2 CO3

1 . 66KgNa2 CO3

KgSO2

=1 .096U $$

KgSO2

b) Suponiendo obtención de Bisulfito de Sodio:

Reacción Química:

2SO2(g )+Na2 CO3(ac )

→2 NaHSO3( ac .)

+CO2 (g)





106 KgNa2 CO 3

128 KgSO2

=0 .83KgNa2 CO3

KgSO2

0 .66U $$

KgNa2 CO3

0. 83KgNa2CO3

KgSO2

=0 .55U $$

KgSO2

3.3. Por medio de Agua Amoniacal

Formula Molecular Agua amoniacal NH4OH

Peso Molecular: 35

Peso Molecular Sulfato de Amonio: 132


Reacción Química:

SO2( g)+2 NH 4OH (ac)→(NH 4 )2 SO4(ac )

+H2¿ g)


70 KgNH 4 OH

64 KgSO2

=1 . 09KgNH 4 HO

KgSO2

0 .90U $$

KgNH 4OH1 . 09

KgNH 4 HO

KgSO2

=0 .98U $$

KgSO2

Como conclusión del análisis anterior podemos decir que la soda Solvay es el

reactivo que favorece más con respecto a los costos de producción.




Pero a esta altura todavía no se puede descartar la obtención de sulfato de amonio

ya que se debe completar el estudio teniendo en cuenta los precios de ventas y por

ende el margen de ganancias obtenido con cada uno de los productos.

4. Selección crítica del Producto:

Una ves definido el reactivo que se va utilizar, hacemos los cálculos correspondientes

a la cantidad de producto obtenido tratando un kilogramo de dióxido de azufre y el costo

de venta para dicho producto

Precios de venta de los productos por Kg.

Precio de Na2SO3: 1.57 U$

Precio de NaHSO3: 0.6 U$

Precio de (NH4)2SO4: 0.6 U$

Sulfito de sodio:

126 KgNa2 SO3

64 KgSO2

=1 . 97KgNa 2SO3

KgSO2

Precio de venta por Kg de dióxido de azufre tratado:

1 .57U $$

KgSO3 Na2

1 .97KgSO3 Na2

KgSO2

=3.09U $$

KgSO 2

Bisulfito de sodio:

104 KgNaHSO 3

64 KgSO2

=1.625KgNaHSO 3

KgSO 2





0 .24U $$

KgSO 3 HNa1 .625

KgSO3 HNa

KgSO 2

=0 .39U $$

KgSO2

Sulfato de amonio:

132 Kg(NH 4 )2 SO4

64 KgSO2

=2 .06Kg( NH 4 )2 SO4

KgSO2


0 .60U $$

Kg( NH 4 )2 SO4

2 . 06Kg( NH 4 )2 SO4

KgSO2

=1 .24U $$

KgSO2

La diferencia entre lo que cuesta producir y el precio al que se venderían los distintos

productos, nos estaría dando las ganancias netas obtenidas, considerando únicamente

las materias primas necesarias para la reacción.

Todas las bases de cálculo, están referidas a un kilogramo de dióxido de azufre

tratado.

Por lo tanto:

Ganancias=CostodeVenta−CostodePr oducción

Para el sulfito de sodio

3 .09U $$

KgSO2 - 1 .096

U $$KgSO2 =

1 .99U $$

KgSO2

Para el bisulfito de sodio




0 .39U $$

KgSO2 -0 .55

U $$KgSO2 =

−0 .16U $$

KgSO2

Debido a que el valor da negativo no es rentable producir bisulfito.

Para el sulfato de amonio

1 .24U $$

KgSO2 -0 .98

U $$KgSO2 =

0 .26U $$

KgSO2

Comparando este último análisis se puede observar que el producto económicamente

más favorable es el sulfito de sodio dando un margen de ganancias de 1,99 U$ por

kilogramo de dióxido de azufre tratado.

4.1. Resumen:

Reactivos Agua amoniacalProductos Sulfito de sodio Bisulfito de sodio Sulfito de sodio Bisulfito de sodio Sulfato de amonio

1,09

0,98

0,63

0,55 2,16 1,08

Soda Solvay Soda Caústica

Cantidad utilizada de reactivo [Kg/KgSO2]Costo de producción [U$/kgSO2]

1,66

1,096

1,250,83

Reactivos Soda Solvay Agua amoniacal

ProductosSulfito de sodio Bisulfito de sodio

Sulfato de amonio

Cantidad obtenida de producto [kg/kgSO2]

1,97 1,625 2,06

Costo de venta [U$/kgSO2] 3,09 0,39 1,24


F1;F2;F3;F4; F5O1;O2;O3

D1;D2;D3 A1;A2;A3



Ganacias [U$/kgSO2] 1,99 -0,16 0,26

5. Análisis FODA para las 3 alternativas de producto

5.1. Análisis para el Sulfito de sodio

F: Fortaleza

O: oportunidades

D: Debilidades

A: Amenazas

F1: Demanda de Mercado

F2: Facilidad del Transporte

F3: Acondicionamiento Empaque

F4: Muy pocas Alternativas de Combustibles para el proceso de coquizacion

F5 :Márgenes de Utilidad

O1: Canales de Distribución

O2: Automatización y control


F1;F2;F3O1;O2;O3

D1;D2;D3 A1;A2;A3



O3: Capacidad de Evolución

D1: Proximidad de Proveedores

D2: Calidad de los Productos

D3: Endeudamiento

A1: Disminución de Precios del Sulfito por producido por el método convencional

A2: Calidad de producto-terminado/ producto –normalizado (ISO 9000)

A3: Calidad y Estandarización del Método

5.2. Análisis para el Bisulfito


F2: Márgenes de Utilidad

F3: Adaptación de Mercado

O1: Canales de Distribución

O2: Automatización y control

O3: Capacidad de Evolución


F1;F2;F3O1;O2

D1;D2 A1;A2



D1: Proximidad de Proveedores


D3: Endeudamiento

A1: Disminución de Precios del Sulfito por producido por el método convencional



5.3. Análisis para el Sulfato de Amonio


F2: Márgenes de Utilidad

F3: Acondicionamiento de Empaque

O1: Posibilidades de Ampliación

O2: Costo de Producción


D2: Endeudamiento






Si comparamos las tres alternativas, desde el punto de vista de eficiencia

productiva, las fortalezas a favor que se proyectaron evaluaron que el producto mas

adecuado desde e punto de vista económico y teniendo en cuenta que es el mas

eficiente de los procesos así también como el que requiere menor tiempo de

elaboración, es el Sulfito de Sodio

6. Usos y especificaciones del Sulfito de Sodio

Nuestro producto es utilizado en un gran sector de la industria. Detallamos a

continuación sus principales características y usos.

Nombre del producto: Sulfito de sodio, Anhidro

Nombre químico: Compuestos de Sodio inorgánicos

Sinónimo: Sulfito de Sodio Anhidro

Fórmula química: Na2 SO3

Peso molecular: 126,04

Nombres comerciales: Calidad industrial; Calidad técnica;

Calidades: Calidad alimenticia; calidad fotográfica.

6.1. Propiedades físicas y químicas.

Aspecto: Sólido granular.

Color: Blanco.

Olor: Inodoro.

Información importante de la Salud, de la Seguridad y del Medio Ambiente :




pH: 9,6-9,8 (1% solución).

Punto de fusión: Se descompone aproximadamente a 600°C (1112°F).

Temperatura de descomposición: Aproximadamente a 600°C (1112°F).

Propiedades de oxidación: La descomposición del producto libera óxidos de azufre.

Densidad relativa: Gravedad específica (H2O=1): 2,63 a 20°C (68°F).

Densidad aparente: 95-100 libras por pie cúbico (1522 - 1602 kg/m3).

Soluble en agua: 27g sulfito de sodio en 100 g. de agua a 20°C (68°F).

6.2. Condiciones de almacenamiento y conservación

Estabilidad: Estable a temperatura ambiente y presión atmósfera.

Condiciones que se deben evitar:

• Altas temperaturas.

• Humedad.

Materiales y sustancias que se deben evitar:

• El contacto con oxidantes fuertes causa una fuerte reacción exotérmica.

• El contacto con los ácidos libera SO2.

Productos de descomposición peligrosa: Óxidos de azufre y gas de dióxido de azufre.

6.3. Uso del producto

Pasta de papel y papel, fotografía, conservación alimenticia, tratamiento del

agua de caldera, desclorinación, agente de reducción, tintes, blanquear.

7. Tipo de consumidores

Los principales consumidores de nuestro producto son industrias papeleras,

también es utilizado en industrias alimenticias para la conservación de alimentos, en la

producción de vinos, como agente blanqueador, como agente de revelado, etc

7.1. Tabletas decloradoras:




Tienen un ingrediente activo de 91,5% de sulfito de sodio. El sulfito reacciona

inmediatamente eliminando el cloro residual y las cloroaminas inorgánicas liberadas por

la cloración de aguas residuales domésticas. Reduce también la formación de

trihalometales (agentes cancerígenos), también dañinos para el medio ambiente.

7.2. Fotografía:

Una solución reveladora típica contiene un agente revelador, un amortiguador,

sulfito de sodio y bromuro de potasio. La mayoría de los reveladores orgánicos son

suficientemente activos solo en solución alcalina, y su actividad varia con el pH. El

amortiguador alcalino se utiliza para ajustar el pH a un valor apropiado y para

mantenerlo en ese valor durante el uso. El sulfito de sodio funciona principalmente

como preservativo y para impedir las manchas, aunque su acción disolvente sobre los

haluros de plata tiene a menudo algún efecto sobre el curso del revelado. el sulfito

disminuye notablemente la rapidez de la oxidación por el oxigeno en muchos

reveladores orgánicos e impide la formación de productos coloreados en la oxidación.

El bromuro actúa como antivelo, pues a menudo retarda la formación de niebla en un

grado relativamente mayor de lo que retarda el revelado de la imagen.

7.3. Papeleras:

Para fabricar papel es necesario separar las fibras de celulosa, que están

fuertemente unidas por lignina, y producir la pasta o pulpa. Esta puede producirse

básicamente a través de métodos químicos o métodos mecánicos.

En los métodos químicos, la madera es cocida en una solución de compuestos

químicos. Existen dos procesos principales: el método alcalino y el método del sulfito;

en general, ambos involucran el empleo de compuestos químicos en base a azufre.

7.4. Conservación de alimentos:

Los sulfitos y derivados son conservantes y se usan para inhibir el crecimiento

bacteriano, para prevenir el amarronamiento (browning) no enzimático de frutas secas,

pectinas, jugo de uvas, vinos y vinagres, la decoloración de frutas o verduras cortadas

como papas, etc.




Se producen durante la fermentación de vinos y cervezas por la acción de

levaduras; sin sulfitos no sería posible la producción de estas bebidas, tanto que en

ocasiones es agregado como tal para inhibir fermentaciones excesivas o indeseables.

7.5. Curtiembres:

Se lo utiliza como agente neutralizante. Un cuero luego del curtido está muy ácido. Es

necesario llevarlo a un pH del orden 6 o mayor para lograr cueros blandos que acepten

alguna flojedad y buena resistencia. Uno de los agentes neutralizante que se utiliza es

el sulfito de sodio.

Una gran variedad de industrias utilizan al azufre como materia prima. Si bien no

como sulfito de sodio, si como derivados de este. Es por esto que mediante tratamientos,

ya sea realizado por nuestra empresa o por algún organismo externo, nuestro producto

puede ser ofrecido a un ámbito aun mayor.

8. Cifras estadísticas, producción, importación, etc.

El precio del sulfito de sodio esta íntimamente relacionado con el del azufre. Por lo

tanto, cabe destacar la importancia económica de este último. Al no haber cifras

estadísticas significativas en nuestro país, presentamos datos de España, de cualquier

forma conociendo, los consumos importaciones y exportaciones de la industria que

procesa el azufre, se puede identificar potenciales clientes/proveedores de materia

prima para nuestro servicio.

La inexistencia de depósitos de azufre nativo y la paralización o cierre de todas las

explotaciones de la Faja Pirítica hacen que la producción española de azufre se

obtenga exclusivamente a partir de la desulfuración de minerales sulfurados y de las

plantas de refino de petróleo, habiendo pasado en los últimos años de más del 55% de

producción, vía desulfuración, al 100 % de la producción por estos métodos.

La evolución de la producción de azufre en los últimos años, según su origen, se

recoge en el siguiente cuadro resumen:




8.1. Panorama mundial

El azufre se obtiene en forma elemental, mediante el sistema Frasch (disolución in

situ por medio de sondeos) o por minería a cielo abierto y por desulfuración de

hidrocarburos líquidos y gaseosos y de arenas asfálticas, o en forma de ácido sulfúrico

y dióxido líquido, por tostación de piritas o desulfuración de los gases de la metalurgia

de minerales sulfurados.

La evolución de la estructura porcentual de los suministros de azufre durante el

período 1999-2003 es la reflejada en el siguiente gráfico, que evidencia el declive

sostenido de la producción primaria de azufre en beneficio del elemento recuperado en

la desulfuración de hidrocarburos y gases de la metalurgia extractiva.

8.2. Estructura del suministro de azufre (%)

8.3. Producción mundial

Los siguientes cuadros recogen la producción mundial de azufre en kilo tonelada de

elemento recuperado o contenido según las diversas fuentes de aprovisionamiento, y la

fuente de información.




a) Producción mundial de azufre ( x103 t de s contenido)

b) Producción mundial de pirita ( t de s contenido)




8.4. Precios

En el cuadro siguiente se recogen los precios medios anuales calculados a partir de

los publicados mensualmente por Industrial Minerals para el azufre elemental de

diversas procedencias y naturaleza. Durante el año 2002 dicha revista tampoco registró

variaciones en los precios, dejando de publicarlos en octubre de dicho año. Para M & M

Annual Review 2003, la recuperación de los precios se mantuvo al menos durante el

primer semestre, con contratos canadienses por encima de 25 $/t fob, que a mediados

de año alcanzaron los 30-35 $/t. El precio medio fob mina o planta en EEUU se apreció

notablemente, en un 18,3%. Según la revista Green Markets, el precio en la terminal de

Tampa (Florida) empezó el año a 31-34 $/t, subiendo a final de enero a 39-42, en abril a

43-46 y en agosto a 49-52, para volver a incrementarse en noviembre, manteniéndose

el resto del año a 56,5-59,5 $/t. La diferencia tan considerable entre estos precios y el

valor medio calculado por el USGS es atribuido por esta institución, no sólo a que en un

caso son ex-terminal puerto y en el otro ex-mina o planta, sino también a que en la

costa oeste los precios son más bajos que en la oriental, requiriéndose además un

coste adicional para convertir el azufre en un producto sólido fácil de exportar (llamado

prills).




9. Distribución Geográfica del mercado

En el siguiente mapa presentamos la ubicación geográfica de los posibles

consumidores de nuestro producto entre los cuales con mayor representatividad se

encuentran:

Industrias Vitivinícolas

Industria de curtido de cuero

Industrias de Celulosas y Papeleras

Industrias de extracción de Tanino




10. Fijación de la demanda actual

Debido a que nuestro servicio es la reducción de emisiones de dióxido de azufre, la

demanda de este estará íntimamente ligada a aquellas industrias que contengan

efluentes gaseosos con concentraciones de SO2 por encima de lo establecido por la

legislación vigente de la ubicación geográfica de estas. Actualmente existen industrias

como las centrales termoeléctricas donde nuestro proceso se puede adaptar para la

eliminación de anhidro sulfuroso, cambiando algunos pasos, por lo que las convierte en

potenciales clientes. Otros procesos donde se eliminen dióxido de azufre, también

pueden ser considerados como potenciales clientes de nuestro servicio, como en el

caso de este proyecto, la coquización, en la industria metalúrgica.

En el siguiente mapa presentamos la ubicación de nuestras potenciales fuentes de

materia prima que son las industrias siderurgias, que utilizan carbón para obtener

coque, durante este proceso emiten SO2 a la atmósfera.




Teniendo en cuenta que las centrales termoeléctricas de ciclo combinado que

queman fuel oil son potenciales clientes, presentamos el siguiente mapa de la

República Argentina con la ubicación de estas plantas.




11. Potencialidad

11.1. Justificación de la Potencia Instalada

Debido a que el objetivo del trabajo es la eliminación de dióxido de azufre de los

efluentes gaseosos, la potencia instalada estará relacionada con la cantidad de materia

prima disponible, o sea la cantidad de dióxido de azufre descargado en la atmosfera, y

no con los potenciales consumidores ya que la colocación de los productos obtenidos

con valor comercial es un objetivo secundario de nuestro trabajo.

Por lo tanto la potencia instalada será la necesaria para disminuir el contenido

de azufre de las corrientes de desecho hasta el mínimo valor tolerado por la legislación

vigente.

IV. Localización de la Planta

1. Justificación

Todo ente económico tiene como objetivo lograr el máximo de ganancias al menor

costo posible, es por esto que cuanto mas cerca este la empresa de su fuente de

materias primas, es más fácil lograr este objetivo.

Siendo que nuestra empresa depende directamente de las industrias que tienen

entre sus gases de chimenea SO2, considerando que Siderar es la mayor siderúrgica

argentina, es, por lo tanto la que mayor cantidad de SO2 emite durante la producción

coque, la localización de nuestra planta esta dada en las cercanías de Siderar.

Hay varios establecimientos de Siderar en el territorio argentino, pero solo la planta

de San Nicolás produce coque, las demás trabajan el acero para obtener diversos

productos. Dicha planta posee una producción de 180.000 tn de SO2 al año por lo que la

posibilidad de evitar que una gran parte de contaminantes ingresen a la atmosfera es la

mayor justificación de proyecto.

Como consecuencia a lo establecido anteriormente, la ubicación de nuestra

empresa de desulfuración sería sobre la margen derecha del Río Paraná, en el partido de

Ramallo a 7 Km de la ciudad de San Nicolás de los Arroyos, provincia de Buenos Aires y

a 232 Km de Capital Federal.

Su cercanía a importantes vías camineras, férreas y fluviales, facilitaría la

distribución del producto elaborado.




Además cuenta con el puerto Ingeniero Buitrago, con un calado de 27 pies, está integrado

por dos muelles uno comercial y otro mineralero.




Curso del Río Paraná




Como se puede observar en las figuras, es posible navegar el río Paraná y llegar a los

países de Paraguay, Bolivia y Brasil. Su conexión con el río de la plata permitiría el

comercio internacional.

Además de que el transporte fluvial tiene como ventajas que es un medio mas

directo, rápido, seguro y con menos variables que puedan perjudicar de alguna manera

la distribución del producto.




V. Diseño del proceso

1. Procedimientos de producción y alternativas

En la producción de acero el proceso general para su obtención es el siguiente:

Como se observa en los tres procesos principales donde se producen efluentes

gaseosos con contenidos de dióxido de azufre son:

Coquización

Alto Horno

Convertidor LCD


Carbón

Gases de Combustión +

SO2

Horno de Coque

EscoriaAlto Horno

Convertidor LD-CB

Laminación

Planchas de Acero

Gases de Combustión + SO2

Mineral de Hierro+

Piedra Caliza

Coque

Gas de Coque + SO2

Arrabio

% Chatarra

Acero

Oxigeno a alta presión



2. Selección Crítica del procedimiento a utilizar

Aquí analizaremos en cual de los tres procesos mencionados anteriormente se libera

más dióxido de azufre en los efluentes gaseosos de forma realizar el lavado de los

mismos para dicho proceso.

El análisis se realizará determinando la cantidad de SO2 liberado en dicha etapa por

tonelada de acero producido.

2.1. SO 2 en el Convertidor LD-CB

La planta de San Nicolás cuenta con tres convertidores, uno en operación, el segundo

en stand-by listo para operar y un tercero desactivado. La capacidad de los

convertidores es de 200 tn cada uno.

Son cargados con chatarra de arrabio y luego se le agregan fundentes (cales) para

lograr una escoria metalúrgicamente activa y captar azufre y demás impurezas.

El proceso es de soplo combinado (LD-CB), y se inicia cuando se introduce una lanza

de inyección de oxígeno por la boca del convertidor para oxidar principalmente el

carbón y el silicio de la carga.

Para producir 1 tonelada de acero 0,01%S se necesita:

850 kg arrabio con 0,025%S

150 kg chatarra

60 Nm3 Oxígeno = 85 kg Oxígeno

Se producen 100 Nm3 = 200 Kg Gases de combustión

Escoria


Convertidor LD-CB


Arrabio% Chatarra

Acero

Oxigeno a alta presión



Suponiendo que todo el azufre va a los gases de combustión lo cual no es cierto

debido a que la escoria retiene gran cantidad de azufre:

Stnacero

=850 kg .0,025 %−1000 kg .0,01 %100 %𝑆/𝑡𝑛 𝑎𝑐𝑒𝑟𝑜=0,11k𝑔

En el Convertidor se producirán: 𝑆𝑂2/𝑡𝑛 𝑎𝑐𝑒𝑟𝑜=0,22k𝑔

2.2. SO 2 en el Alto Horno

La planta bajo estudio cuenta con dos altos hornos, el primero y más antiguo con una

producción de 3000 tn/día de arrabio y el alto Horno N°2 más moderno con una

capacidad de 6800 tn/día de arrabio.

Para producir una tonelada de Arrabio 0,025%S se necesitan:

1750 Kg de Mineral de Hierro con 0,09%S

500 Kg de Piedra Caliza con una cantidad despreciable de azufre

3000 m3 Aire sin azufre

4200 m3 Gases de chimenea con composición de azufre a determinar

900 Kg Coque metalúrgico grueso 1 %S

750 Kg de Escoria con una cantidad despreciable de azufre

La cantidad de azufre eliminado por tonelada de arrabio será:

Stnarrabio

=1750 kg .0,09 %+900 kg .1 %−1000 kg .0,025 %100 %


EscoriaAlto Horno

Mineral de Hierro+

Piedra Caliza

Coque


Arrabio



𝑆/𝑡𝑛 𝑎𝑟𝑟𝑎𝑏𝑖𝑜=10k𝑔S O 2

tnarrabio=20 k g

Como para producir una tonelada de acero se necesitan 850 kg de arrabio la cantidad

de azufre producido en los altos hornos por tonelada de acero será SO2ton acero=17k𝑔2.3. SO 2 en la Coquización

La composición de azufre en el coque por disposiciones del proceso metalúrgico

tendrá que ser menor a 1,5%P/P. Al ser un producto heterogéneo con respecto a estas

composiciones adoptaremos un valor de 1%p/p.

Para producir una tonelada de Coque 1%S se necesitan:

1400 Kg Carbón proveniente de Australia 3%S

Produciéndose 350 Nm3 Gases de coque con composición de azufre a

determinar

Stncoque

=1400 kg .3 %−1000 kg .1%100 %𝑆/𝑡𝑛 𝑐𝑜𝑞𝑢𝑒=32 k𝑔

SO2

tncoque=64 k g


Carbón

Gas de Coque+ SO2

CoqueHorno de Coque



Según los datos anteriormente calculados se necesitan 765 kg de coque por tonelada

de acero producido por lo que se producirán SO2tn acero=48kkg

Con los datos obtenidos anteriormente concluimos que el proceso que mas emisión

de SO2 produce es el de coquización por lo que se realizará la desulfuración de los

efluentes gaseosos de dicho proceso.

3. Descripción detallada del procedimiento elegido

El proceso a utilizar será un lavado con reacción química de los gases del horno de

coquización utilizando soda solvay, para la posterior separación de las corrientes para

obtener sulfito de sodio concentrado.

El proceso para producción de Coque denominado coquizado tiene el siguiente

diagrama de Flujo:


Carbón

Polvo

Emisión de PartículasPreparación De

Coque

Gas de Coque

Horneado

Remoción y apagado

Almacenado

Coque para Alto Horno

Dióxido de Azufre

Emisión de Partículas

Emisión de Partículas

Calor aportado por:

Gas de CoqueGas NaturalElectricidad



Se utilizan baterías de hornos de coquización como las siguientes:

Imágenes de las baterías de hornos de coquización




La vista en corte del proceso será la siguiente:




4. Diagrama de Flujo

El tratamiento del Gas de salida de coquización será:


SecadorSpray

Lavado en

Scrubber

Pileta de Decantaci

ón

Tanque Dilución

Gas de Coque Sucio

Decanter

Gas de coque limpio

Breas + Solución

Breas

Solución acuosa

Sulfito de Sodio en Polvo

Solución de Soda Solvay

BreasSoda Solvay sólida

+ Agua

Embolsado Sulfito de Sodio en Bolsas



5. Balance de Materia

5.1. Balance de masa Scrubber

Con los siguientes datos que conocimos anteriormente calcularemos el balance de

masa:

- 64 kg de dióxido de azufre por tonelada de coque.

- 350 Nm3 de gases de chimenea por toneladas de coque utilizado.

- 2500000 toneladas de acero producido por año.

- 48 kg de dióxido de azufre por tonelada de acero.

Masa de dióxido de azufre producido por cada hora.

2500000tonacero

año⋅48

kgSO2

tonacero⋅ 1año360dias

⋅1dia24h

=13889kgSO2

h

El calculo del volumen de los gases de chimenea en normal metros

cúbicos(Nm3) es el siguiente:

Masa de coque utilizada.

13889kg SO2

h

64kgSO2

toncoque

=217toncoque

h


Lavado en

Scrubber

Gas de Coque Sucio

Gas de coque limpio

Breas + Solución

Solución de Soda Solvay



Conociendo este dato podemos calcular el volumen de los gases de chimenea

en una hora.

350 NNm3

toncoque.217

toncoqueh

=75950Nm3

h

La composición en volumen de los gases de chimenea son los siguientes:

%vol n°moles(kmol/h) masa(kg/h) %en peso

H2 42 1424,0604 2848 3,9

CH4 32 1084,9984 17360 23,75

C2H4 3 101,7186 2848 3,9

CO 7 237,3434 6646 9,09

N2 4,5 152,5779 4272 5,84

CO2 2 67,8124 2984 4,08

O2 0,5 16,9531 542 0,74

SO2 6,4 216,99968 13889 19

Alquitrán 2,6 88,15612 21700 29,69

Para el calculo de los números de moles es necesario conocer la cantidad de

moles totales de la corriente gaseosa, considerando a la corriente gaseosa

como gas ideal podemos llevar a cabo este calculo, sabiendo que un kmol de

gas a presión y temperaturas normales es 22,4Nm3:

75950(Nm3)/h

22,4N m3

kmol

=3390,62kmol

h

Se puede conocer los números de moles presentes en la corriente de cada

componente solo multiplicando el porcentaje por el valor anteriormente conseguido.

%V /V =ni

nT

⋅100⇒ni=%V /V100

⋅nT

Para conocer la masa de alquitrán partimos de un dato anterior:

Según datos empíricos en el proceso se produce 100kg de lodo por cada tonelada de

coque provenientes de los volátiles presentes en el carbón.

Por lo que:




100kgalquitrantoncoque

⋅217toncoque

h=21700

kgalquitranh

Sumando todas las masas tenemos que el peso de la entrada de gas (Mgi) es de

73089kg

Corriente de soda solvay

Teniendo en cuenta la reacción química que se produce, podemos calcular la

cantidad de soda solvay necesaria.

SO2+Na2 CO3 →CO2+Na2 SO3

La relación de soda solvay reaccionada a dióxido de azufre reaccionado es:

106 kg Na2CO3

64 kg SO2

=1,65625 kg Na2CO3/kgSO2

Multiplicando este valor por la masa de dioxido de azufre producida obtendremos la

cantidad de soda Solvay necesaria

1,65625kg Na2CO3

kg SO2

.13889kg SO2

h=23004

kg Na2CO3

h

Utilizaremos una solución saturada de soda Solvay la cual tiene una concentración

11% p/p, por lo que la masa de solución (Ms) a agregar será:

23004kgNa2CO 3

h

0 ,11kgNa2 CO3

kgsolucion

=209127kgsolucion

h

- La masa de agua a agregar será la siguiente resta:

(209127−23004 )kgaguah=186123

kgaguah

Corriente de salida gaseosa.

Para calcular la composición de las corrientes gaseosas tenemos que conocer la

masa de dióxido de azufre que no reacciono y la masa de dioxido de carbono generada

durante la reacción:




- Masa de dióxido de azufre sin reaccionar:

(13889−13195 )kgSO2

h=694

kgSO2

h

- Masa de dióxido de carbono generada:

Según la ecuación estequiométrica la relación de CO2 generada a SO2 consumida es

44/64, por lo que:

13195kgSO2

h⋅44 kgCO2

64kgSO2

=9072kgCO2

h

- Masa de agua generada:

La presión de vapor a 70º C dentro del scrubber dará una cierta masa de agua que

se ira en forma de vapor formando parte de la corriente gaseosa de salida.

Considerando estos vapores como gases ideales tenemos que:

PvP

=nV

(n+nV )Donde:

nV: Numero de moles de vapor

n: Numero de moles de gases restantes = 3303 kmol

Pv: Presion de Vapor a 70º C = 0,294atm

P: Presion de trabajo = 1atm

Depejando nV obtenemos:

nV =PV⋅n

( P−PV )=

0 , 294 atm⋅3303 kmolh

(1−0 , 294 ) atm=1375

kmolh

Que tendran una masa de:

1375kmol

h⋅18

kgkmol

=24758kg

h

Estos valores se suman a los gases de chimenea que no reaccionaron formando la

corriente gaseosa de salida.

La composición de la corriente de salida gaseosa se resume en el siguiente cuadro:




Masa(kg/h) %en pesonº

mol(kmol/h) %volH2 2848 3,95 1424 30,44CH4 17360 24,10 1085 23,19C2H4 2848 3,95 102 2,18CO 6646 9,23 237 5,07N2 4272 5,93 153 3,27CO2 12056 16,74 274 5,85O2 542 0,75 17 0,36SO2 694 0,96 11 0,23Vapor 24758 34,37 1375 29,39

- La masa total de la corriente gaseosa (Mgf) de salida será de 47266 kg/h.

Se puede observar que en consecuencia al lavado pudimos disminuir las emisiones

de dióxido de azufre de 6,4% a 0,23%.

Corriente de salida liquida de solución de sulfito de sodio y lodos(Mlf):

Consideramos que reacciona un 95% del dióxido de azufre que estaba inicialmente en

los gases de chimenea, por lo que reacciona:

13889kgh

.0,95=13194,55kgSO2

h

Sabiendo la relación de sulfito de sodio producido por dióxido de azufre consumido

conocemos cuanto del primer compuesto producimos:

13194,55kgSO2

h.126 kg Na2 SO3

64 kg SO2

=25976,77kg Na2 SO3

h

- Con el mismo criterio, la cantidad de soda solvay consumida será:

13194,55kgSO2

h.106 kg Na2CO3

64 kg SO2

=21853,47kg Na2CO3

h

Restando obtenemos el remanente en la salida liquida de scrubber.




(23004−21853,47 )kg Na2CO3

h=1150,53

kg Na2CO3

h

La cantidad de agua sera la resta entre la inicial en la solucion de la soda Solvay y lo

que se perdio en la chimenea:

La corriente liquida estará compuesta por los lodos más el sobrenadante, estas se

resumen en la siguiente tabla:

masa (Kg/h)

Sulfito de sodio producido

25976,77

Soda Solvay remanente 1150,53

Agua 161365,27

Lodos 21701

La masa total de la corriente será de 210193kg/h.

- La concentración de sulfito de sodio en la corriente de salida será:

25976kgNa2 SO3

h

(25976+161365 ) kgsolucionh

⋅100=13 , 86 %p / p


h

kgagua

h

kgagua27,161365)2475827,186123(



6. Balance de Energía

Para llevar a cabo el balance energético habrá que identificar las entalpías en cada

corriente del scrubber, también habrá que considerar la reacción química que se

produce en este.

Corriente de gas de coque (Hgi).

Los gases de coque se encuentran al ingresar al scrubber a 1100 ºC, ya que están a

presión atmosférica se los consideran gases ideales, los cuales se calcularan su calor

especifico con la siguiente expresión polinómicas:

CpR

=A+BT +CT 2+DT 2

Donde en el siguiente cuadro para diferentes gases tenemos los valores de las

constantes A, B, C y D.




El cálculo de las entalpías en esa corriente para cada gas se efectuara con la

siguiente formula:

H g1=Cp (T )

R⋅t⋅R

Para el cálculo de la entalpía total de la corriente gaseosa utilizamos la siguiente

formula:

H g=Σhig⋅% pesoi⋅M 1 g

En el siguiente cuadro se resumen todos los cálculos para la entalpía total

gas Cp/R h(Kcal/mol) PM h(Kcal/kg) %peso h*%peso

metano 10,0907938 22,03325 16 1377,07802 23,75 327,05603

etileno 12,9074754 28,18347 28 1006,55259 3,9 39,2555511

CO 4,140761 9,04135 28 322,905416 9,09 29,3521023

CO2 6,861785 14,98271 44 340,516081 4,08 13,8930561

H2 3,828406 8,35932 2 4179,66225 3,9 163,006828

N2 4,094189 8,93966 28 319,273631 5,84 18,6455801

SO2 6,798773 14,84512 64 231,955013 19 44,0714525

O2 4,333738 9,46272 32 295,709904 0,74 2,18825329

Lodos 0,45 495,00000 29,69 146,9655 8568,65291 784,434353

H g=784 ,43 kcalkg

⋅73089kgh

=57333204kcal

h

Corriente de soda Solvay(Hli)

La entalpía de la entrada de la corriente de soda Solvay la calcularemos con la

siguiente formula:

H S=CpS . t . M S




Donde:

Cps=0,9086 Kcal/kg K de

Ms=209127kg/h

Entonces:

H il=0 , 9086kcal

kg⋅ºC⋅209127

kgh

⋅25 ºC=4750320kcal

h

Corriente de salida de gases(Hgf):

Utilizando el mismo criterio de cálculo de la entrada de gases se resumen los cálculos

en el siguiente cuadro:

Masa(kg/h) %en peso Cp/R h(Kcal/mol) PM h(Kcal/kg) h%pesoH2 2848 6,02 3,39E+00 0,47 2 235,780503 14,1939863CH4 17360 36,73 4,56E+00 0,63 16 39,6197737 14,5523429C2H4 2848 6,02 5,84E+00 0,81 28 29,0029719 1,74597891CO 6646 14,06 3,57E+00 0,50 28 17,7014906 2,48882958N2 4272 9,04 3,48E+00 0,48 28 17,2863675 1,56268763CO2 12056 25,51 5,79E+00 0,80 44 18,2701408 4,66071291O2 542 1,15 3,81E+00 0,53 32 16,5548417 0,19038068SO2 694 1,47 5,97E+00 0,83 64 12,9695561 0,19065247 47266 htotal 39,5855713

Por lo tanto la corriente gaseosa de salida tendrá la siguiente entalpía:

H gf=39 ,58 kcalkg

⋅47266kgh

=1870788 ,28kcal

h




Corrientes de sulfito de sodio(Hlf):

Para simplificar el calculo tomamos la parte acuosa de esta corriente con un calor

especifico igual a 1Kcal/kg ºC; y la parte organica tomamos el calor especifico del

alquitran de hulla: 0,35 Kcal/kg K.

Los calculos se resumen en la siguiente tabla:

masa Cp(Kcal/kg K) T hfase acuosa 188493 1 70 13194510

fase orgánica

217010,35 70 531674,5

Σ 210194 13726184,5

La entalpía de la corriente liquida (Hlf) será 13726184,5kcal/h

Reacción química:

SO2+Na2 CO3 →CO2+Na2 SO3

Los calores de formación de cada compuesto son:

deltaH(kj/mol)

SO2 -297Na2CO3 -1131Na2SO3 -1101CO2 -394

Para calcular el calor de reacción es necesario aplicar la siguiente formula:

ΔhR=Δh prod−Δhreac=[−1101−394− (1131−297 ) ] Kjmol

=

−67kjmol

⋅1 kcal4 , 184

⋅1000mol1 kmol

=16013KcalKmol

Por cada Kmol de sulfito producido se generan 16013Kcal

Si divido este valor por el peso molecular del sulfito de sodio puedo obtener la

cantidad de calor generado durante la reacción multiplicando por la masa de este:




H R=16013

KcalKmol

126kg

kmol

⋅25977kgh

=3301347kcal

h

El balance de entálpico global viene dado por:

H gi+H li+H R=H gf +H lf +H remov

Donde Hremov es el calor removido por el intercambiador anexado en el scrubber.

Despejando este valor tenemos:

H remov=H gi+H li+HR−Hgf −H lf =

H remov= [57333204+4750320+3301347−1870788 ,28−13726184,5 ] kcalh

=49787898 ,5kcal

h

A este valor le restaremos el calor necesario para evaporar el agua que se perdio en

la corriente de salida de gases:

H REMOV=49787898 ,5kcal

h−540

kcalkg

⋅24758kg

h=36418578 , 22

kcalh

Calculo del área necesaria para el intercambiador de calor.

Utilizaremos la siguiente formula

Q=F .U . ∆ T ML→ F= QU .∆ T ML

Con:

ΔT−−−

L=(Tinsol−Toutagua )−(Toutsol−Tinagua )

ln(Tinsol−Toutagua )(Toutsol−Tinagua )

=(70−10 ) ºC−(70−65 )ºC

ln(70−10 ) ºC(70−65 ) ºC

=26 , 15 ºC

Asumiendo un coeficiente de transferencia global de calor (U)= 1300 Kcal/hm2K,

extraído de la siguiente tabla (Kern, Procesos de Transferencia de Calor):




El area de intercambio sera la siguiente:

F=36418578 ,22

kcalh

1300 Kcal

h. m2 . ºC⋅26 ,15 ºC

=1071 , 29m2




VI. Aparatos y Equipos

1. Lavador de gases (Scrubber)

El lavador de Gases es el equipo en el que se producirá la reacción química que

producirá la absorción del SO2 que es la siguiente:

S O2(g )+Na2C O3( ac )⇆+Na2 S O3(ac )+C O2( g)

Suponiendo que es una reacción instantánea y que la concentración del reactivo

(soda solvay) tiene una concentración alta en comparación con la concentración de

dióxido de azufre en la solución, por lo que el plano de reacción se encuentra en la

interfase gas-líquido. La velocidad global de la reacción estará controlada por la difusión

del SO2 a través de la película, en estas condiciones un aumento de la concentración

de soda solvay por encima del valor mínimo necesario no influye en la velocidad de

reacción. Analizando el perfil de velocidades en la primera capa, desde la interfase al

“plano de reacción”, donde ambos, tanto A como B son cero, difunde el componente

gaseoso que se absorbe. En la segunda capa, desde el plano de reacción hasta el seno

del líquido, difunde el reactivo de la fase líquida. El esquema del perfil de

concentraciones es el siguiente:




2. Cálculo del mismo y especificaciones

El equipo consta de:

• Cuerpo de acero inoxidable adoptaremos AISI 316.

• Boquillas de distribución de agua de enfriamiento.

• No se pueden utilizar rellenos debido a la presencia de alquitranes que taparían los

poros del mismo.

• Separador de arrastre de gotas.

• Intercambiador de Calor para mantener la temperatura constante dentro del mismo

Este tipo de enfriamiento y lavado debe ser realizado con un sistema de intercambio

de calor del tipo de contacto directo con un SPRAY o CHORRO que se pone en

contacto con los gases un chorro de agua finamente atomizada para aumentar su área

específica.

2.1. Determinación del Diámetro de la Torre:

La velocidad recomendada de los gases a ponerse en contacto con la lluvia de solución

de soda Solvay debe ser de alrededor de 15 m/s.

El Caudal de gases es de 75950 Nm3/h a 0°C

El compartimiento interior estará dividido en dos partes una para la entrada de gases y

otra para la descarga de los gases lavados. A la entrada los gases se encuentran a

1100°C y a la salida a 70 °C. El caudal para cada caso será despejando de la ecuación de

los gases ideales:

V̇ 2=V̇ 1

T 2

T 1

V̇ 1100 °C=75950m3

h.1373 K273 K

=380.000m3

h

V̇ 70 °C=75950m3

h.343 K273 K

=96.000m3

h

Las relaciones para determinar las dimensiones del compartimiento interior serán:




πD=( α1+α 2 ) D

π=α1+α 2

α1

α2

=V̇ 1100 °C

V̇ 20°C

=380.000

m3

h

96.000m3

h

=4→ α2=0,78 rad=45 °

El área transversal total será igual al la suma de las áreas transversales de los

compartimientos de entrada y de descarga:

S=S1+S2=α1 D2

4+

α 2 D2

4=π D2

4

El área transversal será el cociente entre el caudal volumétrico y la velocidad del

gas:

S1=V̇ 1100 °C

v=

380.000m3

h

54000mh

=7 m2

S2=V̇ 20 °C

v=

96.000m3

h

54000mh

=1,78 m2

S1+S2=8,78 m2= π D2

4→ D=√ 4 .8,78 m2

π=3,4 m

El Diámetro de la torre será de:3,4m




2.2. Determinación de la altura de la Torre

La altura de la torre será la suma de la altura necesaria para el lavado más la

altura del reservorio de solución en la parte inferior del equipo.

La altura necesaria para la sección de lavado vendrá dado por la ecuación:

h1=−G

π∫p1

p2 d p A

(−r A ¨ ) a

Donde:

π: es la presión total = 1 atm

G : Flujo molar de los gases

G=V̇ 0 °C

22,4m3

kmol. S1

=75950

m3

h

22,41m3

kmol.7 m2

=484Kmolhm2

(−r A ¨ ) :Para reacciones instantáneas la ecuación de velocidad será:

(−r A ¨ ) a=−1S

d N A

dt=K Ag a . pA

De la tabla:




h1=−G

π∫p1

p2 d p A

K Ag a . p A

=−484

Kmol

h m2

1 atm∫

0,064

0,0032 d p A

224kmolhm3 . p A

h1=−484

Kmol

h m2

1atm .224kmolh m3

ln0,00320,064

=6,5 m

La relación en flujo molar de gas y solución:

( LG )=7

El caudal másico de solución que se pondrá en contacto con los gases será

L̇=7 . 484Kmolh m2 =3400

Kmolhm2 27,7

KgKmol

7 m2 1

1120Kgm3

=600m3

h

El nivel de líquido en la inferior del equipo se calculara como el necesario para evitar

grandes variaciones de temperatura por la entrada de los gases.




Suponiendo un nivel de líquido de 5 m:

El volumen de solución en el equipo será:

V=S .h2=8,78m2 .5m=44 m3

Dicha cantidad de líquido alcanzará para disipar por evaporación aproximadamente:

Q=V . ρr

=44 m3 998kg

m3540

Kcalkg

=23.700.000 Kcal

Lo cual nos permite evitar grandes variaciones de temperatura.

Por lo tanto la altura total del equipo será la suma de la altura necesaria para el

lavado (6,5 m), la altura del nivel de líquido en la parte inferior (5 m) y un espacio de

medio metro para acomodar las boquillas de aspersión.

La altura final del equipo será de 12 m.

El número de boquillas a utilizar se determina de la recomendación de utilizar 50

boquillas por m2. Por lo que nuestro equipo tendrá 350 boquillas.




El costo del equipo se calculará como el costo de los materiales utilizando acero

inoxidable AISI 316 por un factor de construcción.

2.3. Costo Scrubber :

Para determinar el costo del equipo se tendrá en cuenta la cantidad de material a

utilizar, para dicho equipo se utilizará acero inoxidable AISI 316 de 4” que soporte las

exigencias de la reacción y las diferencias de temperatura en el equipo.

Para el cálculo se obtuvo el volumen de Acero utilizado .Lo que se realizo calculando

el volumen externo y luego restando el volumen interno.

Una vez obtenido el volumen de Acero a ocupar, con su densidad se calculo la masa

necesaria, la cual nos daría el costo por material de construcción .Como el costo de los

demás estructuras y equipos en este también se estimo el costo de mano de obra

como el doble del de los materiales.




Cálculos:

Vol. cilindro: Pi*r2 *h

Área Circular Tapa: (Pi*r2)/4

V. disco: ((Pi*r2)/2)*h h=e=0.21m

Vext= Pi*(3.4/2)2*12.4= 112.6 m3

Vint= Pi*(3.19/2)2* 12.4= 99.1m3

V*= Vol. Acero= Vext- Vint = 112.6- 99.1 = 13.5 m3

V TAPAS= (pi*(3.4)2/4)*0.21= 1.905m3

2* VT= 3.81m3

VTOTAL= (13.5 + 3.81 )m3= 17.31m3

Densidad Acero 316 = 8238 Kg/m3

M= D*V = 142599.8 m 3

Precio Acero por Kg € 3.81

Costo por materiales: € 543305.16

Costo Mano de Obra: € 1086610.32

Costo Total: € 1629915.5

Costo Total U$$ 2444873.25

3. Adopción de aparatos y equipos

3.1. Pileta de Dilución

A partir de los siguientes cálculos vamos a determinar el tamaño necesario del tanque

donde se va a llevar a cabo la disolución de soda solvay con agua.

Además nuestro tanque cuanta con desniveles que favorecen la disolución, logrando

así una mezcla más homogénea.

Sabiendo que se necesitan.

209.13 tn/h de solución de soda solvay al 11% P/P para llevar a cabo el proceso.

De las cuales 23 tn/h son de soda y 186,1 tn/h de agua.

Los cálculos los hicimos para tener dos horas de reserva., por lo tanto lo que se debe

almacenar es el doble:




418.25 tn de solución al 11% P/P de las cuales, 46tn son de Soda Solvay y 372,2

tn de agua

Diseño del tanque de disolución

Siendo:

δ11

Na2CO 3: Densidad solución soda solvay: 1.12tn/m3

V t=mδ

=418 .25 tn

1 .12tn /m3=373 . 44 m3

Como el volumen total es:

V t=H . L. x

Siendo

H = altura del tanque

L = largo del tanque

x = ancho del tanque

Tomando:

L = 2.5 x

H = 3




V t=x .2,5 . x . h

x=√373 ,442,5 . 3

=7 , 05m

Por lo tanto

L≈18 m

Considerando los cuatro desniveles, calculamos nuevamente el ancho del tanque.

Siendo l, el largo de cada nivel, el cual es un valor constante para estos.

El volumen para cada nivel va a estar dado por:

V i=hi .l . x

Nivel 1 Nivel 2 Nivel 3 Nivel 4Altura (hi) 0,75 m 1,5 m 2,25 m 3,0 mLargo ( l ) 4,5 m 4,5 m 4,5 m 4,5 m

Volumen total.

V t=V 1+V 2+V 3+V 4=373 .44 m3

V t= h1 . l . x + h2 . l . x + h3 . l . x

+ h4 . l . x

Por lo tanto

x=373 . 4433 . 75

=11.06 m

Tomamos 11,5m para obtener un volumen en exceso de tal forma que se trabaje de

forma más segura evitando que la solución corra el riesgo de rebalsar.




Por lo tanto el volumen total es:

V t=x .l .∑ hi=388 . 125 m3

Este ultimo valor se tiene en cuenta para determinar el costo de los materiales que se

van a utilizar.

El costo de la pileta de disolución se evaluó en base a los materiales y y la mano de

obra de la construcción los cuales se detallan:

Materiales:

60 m3 Hormigón

32 m3 Arena

40 m3 Piedra 10-30

225 Bolsas de Cemento

3400 Kg de Hierro

36 m Alambre

160 m2 Tablas 1´´ x 6´´

200 m Tirantes

100 Clavos

Precio del m3 de Hormigón Melmix => U$S100

La suma de los costos por materiales dio U$S16.000

La mano de obra se calcula como el doble del costo de los materiales así que se

estimo un U$S 32.000 para la mano de obra dando un total para la construcción y

instalación de la pileta de U$S 48.000. Valor que corroboramos con la siguiente pagina

www.arquitecuba.com.ar la que también dio un valor cercano al estipulado. Los valores

mencionados son de construcciones a pedido, cabe señalar que los precios de

estructuras prefabricadas serian de menor costo.


http://www.arquitecuba.com.ar/



3.2. Piletas de Decantación

En esta parte del proceso se realiza la separación de los lodos del concentrado por

sedimentación .La siguiente ecuación describe el balance de masas de esta etapa

Soda Solvay + Sulfito+H2O + LODOS = MASA TOTAL

1150,53 kg/h+ 25976.77 kg/h+186123.27 kg/h+21701 kg/h= MASA TOTAL

La cual se divide en MASA ACUOSA y LODOS

MASA ACUOSA +LODOS= MASA TOTAL

Soda Solvay + Bisulfito +H2O= MASA ACUOSA

Masa acuosa: 213.25 tn

La concentración del sulfito en fase acuosa esta dada por:

(25.98Tn Sulfito/213.25 tn Fase acuosa)* 100= 12.18% Sulfito P/P

Densidad Sol. Soda Solvay al 12% = 1.11 tn/ m3

De la siguiente tabla tomamos como base un tiempo estimado de 2 horas para el

proceso de sedimentación se calcula el volumen de la fase acuosa para este tiempo.

Calculo:

Por hora: 213.25 Tn( fase acuosa)

Por 2 horas: 426 Tn ( fase acuosa)

D= m/V => V=m/D = 426/1.11= 385 m 3 Fase Acuosa




Lodos:

Densidad de los lodos: 1.35 Tn/ m3

Calculo:

Por hora: 21,701 tn (Fase Sólida)

Por 2 horas : 44 tn(Fase Sólida )

D= m/V => V=m/D = 35,6m3

Por lo tanto el volumen total de los decantadores va a ser la suma entre el volumen

que ocupa la fase acuosa y el volumen que ocupan los lodos:

VT= VF.ac.+ VF.lodos. = 385 +35,6 = 420 m3

Para nuestro proceso vamos a utilizar dos decantadores cada uno con una capacidad

máxima de 220 m3

Del siguiente gráfico:




El costo de cada tanque de acero inoxidable AISI 316 será de U$S 75.000

3.3. Decanter

Las centrifugas horizontales mejor conocidas como Decanters son equipos para

separación de líquidos con una apreciable cantidad de sólidos. La separación se realiza

por medio de la fuerza centrifuga.

El sobrenadante proveniente de las piletas de decantación se someterá a

centrifugación para extraer los lodos suspendidos en la solución acuosa

Dichos lodo junto con los obtenidos en las piletas de decantación serán enviados a

terceros para realizar operaciones de extracción de compuestos valiosos por destilación

o para utilización como relleno en construcción de rutas. El sobrenadante se enviará al

equipo de secado Spray.




Para dicho proceso adoptamos el Decanter modelo Z92-4 de la empresa Flottweg con

una capacidad máxima de 250 m3/h, cuyo costo será de U$S 200.000.

3.4. Secador Spray

También conocida como secado por atomización, spray dryer o secado por aspersión,

está tecnología el producto líquido fluye hacia la bomba dosificadora a través de la

válvula y filtro, aquí es impulsado por la cañería hasta el atomizador donde es




pulverizado por el disco. En este punto se encuentra con el aire y es aquí, en la cámara,

donde se produce el secado, luego este producto seco mezclado con el aire de salida

se dirige a través del conducto hasta el ciclón que separa el aire del polvo, este último

sale mediante la válvula rotativa para su empaque.

El aire que realiza el secado es calentado mediante el horno y forzado a través de

toda la instalación por el ventilador que lo impulsa hacia la atmósfera. En algunos casos

se utilizan toberas en lugar de disco atomizador. Aquí se ingresa la corriente de

solución de sulfito de sodio la cual se le elimina el agua obteniéndose un polvo que

luego ira a ala empaquetadora.




Para nuestro proceso utilizaremos un secador Spray de marca Galaxie con capacidad

de evaporación de 180 m3/h de agua donde el costo para estos equipos es de U$S

1000 por m3 a evaporar, por lo tanto el costo del equipo será de U$S 180.000.




3.5. Intercambiador de Calor

El área de transferencia es el siguiente:

F=36418578 ,22

kcalh

1300 Kcal

h. m2 . ºC⋅26 ,15 ºC

=1071 , 29m2

Costo del equipo:

C=7600+1186 A0,6

El costo esta en dólares y A es el área de calefacción en m2.

C=7600+1186⋅1071 ,290,6=U $ S 85 . 588 ,20




3.6. Bombas

Para el cálculo de la potencia hidráulica se aplica la siguiente formula:

PH=Q⋅δ⋅H L

Donde:

PH: potencia hidráulica del motor

Q: caudal volumétrico

La potencia del motor para una eficiencia del 80 % será:

PM=PM

n

a) Cálculo de la bomba de recirculación utilizada en el scrubber

Esta bomba hará recircular 600m3/h de solución en el scrubber, también introduce

dentro de este la solución de soda Solvay, que tiene un caudal de 209 ton/h.

PH=0 , 225m3

s⋅10976

kgm2 s2

⋅13 m=32 , 1 kW




PM=32 , 1kW0,8

=40 , 13kW

b) Cálculo de la bomba de alimentación de agua para la pileta de dilución

Está bomba alimenta 186,125 m3/h de agua tratada para disolución:

PH=0 , 052m3

s⋅9800

kgm2 s2

⋅10m=5kW

PM=5kW0,8

=6,4 kW

c) Cálculo de la bomba de circulación de solución en el intercambiador de calor

Para el lado de los tubos tenemos que el caudal másico es la mezcla de solución de

sulfito de sodio mas alquitranes, por lo tanto si tendremos que tener en cuenta la

composición de esta corriente:

Caudal(kg/h) %masa

Sulfito de sodio

producido25976,77 11,0562232

Soda Solvay

remanente1150,53 0,48968815

Agua 186123,27 79,2177171

Alquitranes 21701 9,23637156

Despreciamos la contribución total a la densidad de la soda Solvay remanente, por lo

tanto tenemos dos fases: orgánica e inorgánica.

La solución tendrá la siguiente composición en peso:

25976 , 77kgNa2 SO3

(186123 ,27+25976 ,77 ) kgsolución⋅100=12,24%p / p




La densidad de esta solución según la tabla 3-96 del Perry es 1,1146kg/dm3.

La densidad de los alquitranes es de 1,3Kg/dm3.

Según las composiciones mas arriba nombradas si tenemos 1kg de la mezcla,

0,908kg es de fase inorgánica y 0,092kg es de fase orgánica. Si dividimos estas masas

por sus respectivas densidades podemos saber la densidad de la mezcla y así el peso

especifico.

0 ,908 kgSolución

1 ,1146 kg

dm3

=0 , 8146 dm3

0 ,092kglquitran

1,3 kg

dm3

=0 ,0708dm 3

Sumando estos dos volúmenes se obtiene el volumen total de la mezcla:

(0 , 8146+0 ,0708 )dm3=0 ,8854 dm3

Dividiendo la masa por este volumen obtendremos la densidad:

ρMezcla=1kgMezcla

0 , 8854 dm3=1 ,129 kg

dm3

La caída de presión del lado de los tubos es de 14psi=96526,64N/m2

Dividiendo este valor por el peso específico en unidades convenientes obtenemos la

caída de presión en metros:

H L=96526 ,64 N

m2⋅1kgf

9 ,81 N

1 ,129kgf

dm3 ¿1000

dm3

m3

=8 ,715 m




Por lo tanto la potencia hidráulica de la bomba es:

PH=234951 ,57kgfh

⋅8 ,715m⋅9,8N

kgf⋅ 1h3600 s

=5574 , 03W⋅ 1KW1000W

=5 ,57 KW

La potencia efectiva será:

PM=5 ,57 KW0,8

=7 KW

d) Cálculo de la bomba de circulación de agua de enfriamiento en el intercambiador de calor

Para conocer la potencia del lado de la carcasa primero tengo que conocer el caudal

másico, para esto conociendo el calor intercambiado recurro a la siguiente ecuación:

H REMOV=m.

⋅Cp⋅Δt ⇒m.

=H REMOV

Cp⋅Δt

Donde:

HREMOV: calor removido en el scrubber.

Cp: calor especifico del agua de refrigeración.

Δt: Variación de la temperatura del agua de refrigeración, en este caso es 60º C.

El caudal másico del agua de enfriamiento será:

m.

=H REMOV

Cp⋅Δt=

36418578 Kcalh

1 kcalkgºC

⋅60ºC=607000

kgh

La caída de presión del lado de la carcasa es de 5psia = 34473,8N/m2.

Dividiendo este valor por el peso específico en unidades convenientes obtenemos la

caída de presión en metros:




H L=34473 , 8 N

m2⋅1kgf

9 , 81 N

1kgf

dm3 ¿1000

dm3

m3

=3 ,514 m

Por lo tanto la potencia hidráulica de la bomba es:

PH=607000kgfh

⋅3 ,514 m⋅9 ,81N

kgf⋅ 1 h3600 s

=5812W⋅ 1 KW1000W

=5,8 KW

La potencia del motor:

PM=5,8 KW0,8

=7 ,26 KW

Resumen Costos de Bombas:

Bombas Centrifugas Marca Mejorada Modelo Potencia (HP)

Costo U$S

Recirculación Scrubber 4P7502MECU 75 20000Alimentación agua dilución 81002MEAU 10 3000Solución en Intercambiador 81002MEAU 10 3000

Agua de enfriamiento Intercambiador 81002MEAU 30 300029000




3.7. Empaquetadora

Nuestro producto se comercializará en bolsas de 50 Kg y 25 kg las cuales se

embolsaran con el siguiente equipo.

Costo U$S 20.000




VII. Servicios

1. Agua para disolución

La cantidad de agua a utilizar será la necesaria para alcanzar la saturación de la

solución de Soda Solvay previamente calculada en el balance de masa:

161365 , 27kgagua

h

2. Agua de Enfriamiento

La cantidad de agua de enfriamiento calculada anteriormente a partir del calor que se

debe remover es el siguiente:

m.

=H REMOV

Cp⋅Δt=

36418578 Kcalh

1 kcalkgºC

⋅60ºC=607000

kgh

Está corriente de agua que sale a 70°C puede utilizarse en los economizadores para

precalentar combustibles o alguna otra corriente a fin de economizar el gasto

energético.

3. Energía Eléctrica

A continuación se detallan los consumos de los equipos instalados:

Equipo CANTIDAD POTENCIA (KW)

Bomba de 75 HP 1 56,25

Bomba de 10 HP 3 7,5

Decanter 1 200

Ventilador del Secador Spray 1 5

Empaquetadora 1 5

Otros 5

Pot .equipos =280 KW




El costo anual de la energía eléctrica para 360 días de operación será de:

C electrica=0,045U $ SKWh

.280 KW .360 días .24 h1 día

=110.000 U $ S

Combustible

El combustible que se necesita es el necesario para calentar los gases en el secador

Spray que se utilizarán para secar la solución de sulfito:

Q=180m3

h.998

kgm3 .540

Kcalkg

=97.005.600kcal

h

Siendo el poder calorífico inferior del Fuel-oil: 9261Kcal/L:

La cantidad de Fuel-oil a utilizar suponiendo una eficiencia del 80 % será de:

B=97.005 .600

kcalh

0,8 .9261Kcal

L

=13000Lh

B=13.000Lh

El costo anual de combustible para 360 días de operación será de:

C combustible=0,22U $ S

l.13.000

Lh

.360 días .24 h1 día

=24.710 .400 U $ S




VIII. Estimación de Costos

Equipos U$S CantidadU$S

Total

SCRUBBER 2.300.000 1 2.300.000

TANQUE DE DILUCIÖN 48.000 1 48.000

INTERCAMBIADOR DE CALOR DE

CASCO Y TUBOS86.000 1 86.000

TANQUES DE DECANTACIÖN 75.000 2 150.000

BOMBAS DE 75HP 20.000 1 20.000

BOMBAS DE 10 HP 3.000 3 9.000

SECADOR SPRAY 180.000 1 180.000

ENVASADORA 20.000 1 20.000

Total 2.813.000

1.1. Tabla de estimación de sobrecostos asociados a importación de equipos:

Gastos de ImportaciónFactor

porcentualCosto U$S

1 – Costo total del equipo adquirido 100 2.813.000

2 – Costo del equipo importado 66 1.856.580

Desglose de costos importación

a – Falta de encuadramiento en

franquicias14

393.820

b – Fletes 6,5 182.845

c – Seguros 1,5 42.195

d – Gastos Bancarios 1,6 45.008

e – Gastos de Puerto 1,7 47.820

f – Comisión Despachante 1 28.130




g – Contingencias 3 84.390

h – Gastos int. Adm-Importac. 1 28.130

i – Encarecimiento de repuestos 3 84.390

Subtotal importación 33,3 937.657

Total de equipos y maquinarias 4.669.580

1.2. Inversión de Capital Fijo:

Representa el capital necesario para adquirir e instalar los equipos destinados al

proceso con todos los servicios auxiliares necesarios para el funcionamiento del

proceso completo.

Se empleara los factores de Lang para calcular la inversión de capital. Debido a que

se trata de una planta que procesa sólidos y fluidos, tendremos que:

Componentes

% del Costo del

equipo

entregado

Costo ( U$S)% relación

del total

Costos directos

Equipo adquirido y

entregado(incluyendo equipo

fabricado y maquinaria para el

proceso)

100 4.669.580 24,57

Instalación del equipo adquirido 39 1.821.136 9,58

Instrumentación y

Controles(instalados)13 607.045 3,19

Cañerías y tuberías (instaladas) 31 1.447.569 7,61

Instalación eléctrica (colocadas) 10 466.958 2,45

Obras civiles (incluyendo servicios) 29 1.354.178 7,12

Mejora del terreno 10 466.958 2,45




Instalaciones de servicios (montadas) 55 2.568.269 13,51

Terrenos (si es necesario adquirirlo) 0 0 0

Costo directo total de la planta 287 13.401.693 70,5

Costos indirectos

Ingeniería y Supervisión 32 1.494.256 7,86

Gastos de construcción 34 1.587.657 8,35

Total de costos directos e

indirectos de la planta353 16.483.607 86,73

Honorarios de contratistas

(aproximadamente el 5% de los

costos directos e indirectos de la

planta)

18 840.524 4,42

Eventuales (alrededor del 10 % de

los costos directos e indirectos de la

planta)

36 1.681.048 8,84

Total de Inversión de Capital Fijo 407 19.005.179 100,00

1.3. Inversión de Capital de Trabajo:

La inversión de capital de trabajo esta formado por la cantidad de dinero invertido en:

Materia Prima

Productos terminados y semiterminados

Cuentas a cobrar

Dinero efectivo para el pago mensual de los gastos operativos

Cuentas a pagar

Impuestos a pagar

Tendremos que:

Total de inversión de capital fijo: U$S19.005.179




Debido a que Inversión de Capital de Trabajo es de alrededor del 15 % de la inversión

de total de capital, tendremos:

85 %______________ U$S 19.005.179

15 %______________ x = U$S 3.353.855

Inversión de capital de trabajo: U$S 3.353.855

Inversión de capital total: U$S19.005.179 + U$S 3.353.855 = U$S 22.359.034

1.4. Mano de obra:

Ocupación Costo mensual

por personal

(U$S)

Cantidad

de

turnos

Cantidad Costo

Anual

Gerente General 2000 2 1 52.000

Encargado de Comercialización 1500 1 1 19.500

Encargado de administración 1500 2 1 39.000

Jefe de mantenimiento 1000 2 1 26.000

Jefe de Producción 1000 1 1 13.000

Aux. Mantenimiento 800 1 1 10.400

Auxiliar de Control de Calidad 800 2 1 20.800

Operarios 600 3 5 117.000

Total 297.700

1.5. Costos de fabricación:

En los costos de fabricación se incluyen todos los gastos directamente relacionados

con la fabricación o producción y con los equipos físicos de una planta de proceso. A su

vez estos se dividen en tres categorías:




Costos directos de Producción

Gastos Fijos

Gastos generales de la Planta

Los costos directos de producción comprenden todos los gastos directamente

vinculados con la fabricación o producción. Algunos de estos costos son:

Materias Primas

Mano de Obra

Supervisión directa y trabajos administrativos

Servicios Auxiliares

Mantenimiento y reparaciones

Suministro para las operaciones

Gastos de laboratorio

Patentes y Regalías

Siendo la materia prima uno de los mayores costos de producción para el proceso.

Los gastos fijos son valores que permanecen prácticamente constantes, no varían

mucho con las modificaciones del ritmo de producción. Hay ciertos gastos que existen

siempre en una planta industrial independientemente que se encuentre operando o no.

Estos costos son aquellos que no varían con el volumen de producción ej: impuestos,

seguros, alquileres, depreciaciones.

Por ultimo dentro de los costos de fabricación también tenemos los Gastos generales

de la Planta. Estos comprenden servicios médicos, mantenimiento en general, gastos

varios de la planta, los servicios de seguridad, cargas sociales, seguros, etc. Estos

gastos se parecen a los gastos fijos en el sentido que no varían mucho con el ritmo de

producción.

La producción anual es de 224.439.292 kg Sulfito de Sodio.

Se considerara que el costo de materias primas es debido a la cantidad de soda

Solvay que se necesita:




105 kg Soda Solvay126 kg Sulfiode Sodio

.0,66 U $ S

kgsoda solvay=0,55

U $ SKg Sulfito de Sodio

El costo por kilogramo de electricidad y fuel-oil será

24.820 .400U $ Sa ñ o

224.439.292Kg sulfito de sodio

año

=0,11

Costo total del producto =0,66 U$S / kg de sulfito de sodio

Total de inversión de capital fijo = U$S 19.005.179

La inversión de capital fijo por kg de producto será: 0,085 U$S/kg de sulfito de sodio

Componentes %

Costo

( U$S)/ kg de

producto

%relación

del total

Costos directos de producción

Materias primas50 % del costo

total del producto0,33 50

Mano de obra10 % del costo


Supervisión directa y tareas de

oficina

10 % costo de

mano de obra0,066 10

Servicios auxiliares10 % del costo


Mantenimiento y reparaciones2 % inversión

Capital fijo0,0017 0,1

Suministros para la operaciones0,5 % inversión

Capital fijo0,0000425 0,0026




Gastos de laboratorio10 % costo total

de mano de obra0,066 10

Patentes y regalías3 % del costo

total del producto0,0198 2,98

Total 0,61 93,9

Gastos fijos

Depreciación (depende de la vida

util y del valor de la reventa)

10 % inversión


Impuestos locales1 % inversión


Seguros0,4 % inversión


Alquileres8 % inversión


Total 0,0165 1,05

Gastos generales

Incluye gastos para: limpieza

general, varios, pagos de

salarios, embalajes, servicios

médicos, seguridad y protección,

laboratorios, depósitos, etc.

5 % del costo

total del producto.0,033

5

COSTO TOTAL DE FABRICACION 0,66 U$S/kg 100,00 %

Costo total de fabricación = 0,66 U$S / kg

1.6. Gastos generales:

Los gastos necesarios para servicios de rutina de la planta se incluyen en gastos

generales de la planta. Para muchos servicios generales de la planta se requieren

maquinas, equipos y edificios no directamente vinculados con la producción, las cargas

fijas y costos directos debidos a estos rubros forman parte de los gastos generales de la

planta.

Los gastos generales incluyen distintos gastos como ser:




Gastos de Administración

Gastos de distribución y de Marketing

Gastos de investigación y Desarrollo

Financiación

Componentes % Costo

( U$S)/ kg de

producto

%relación

del total

Gastos de administración

Incluye el costo total del

salario de los ejecutivos,

sueldos de empleados

administrativos, derechos

legales, suministros para

oficinas y comunicaciones.

2 % del costo

total del

producto

0,0132 13,40

Gastos de distribución y de marketing

Se incluyen salarios,

comisiones y viáticos de los

vendedores, costos de oficinas

de ventas, gastos de

expedición, costo de envases,

gastos de publicidad y del

servicio técnico de ventas.

10 % del

costo total del

producto

0,066 67

Gastos de investigación y desarrollo

Incluye jornales y salarios de

todo el personal directamente

relacionado con este tipo de

tareas, las gastos fijos y de

operación de toda la

maquinaria y equipos

utilizados, el costo de

materiales y suministros,

2 % del

costo total del

producto

0,0132 13,4




gastos generales directos y

costos varios

Financiación

Intereses 7 % de la

Inversión total

Capital

0,006 6

Gastos generales 0,0984 100,00 %

Gastos generales = 0,0984U$S / kg

Siendo el costo total del producto:

Costo Total del Producto = CTP = Costos de fabricación + Gastos Generales =

Costo Total del Producto = CTP = 0,66 U$S/kg + 0,0984 U$S/kg =

Costo Total del Producto = CTP = 0,76 U$S / kg

1.7. Determinación de la utilidad por venta:

Precio del producto:

Debido a que el precio del producto esta sujeto al mercado internacional este será de

1,57 U$S /kg sulfito de sodio

Utilidad por Venta = 1,57 U$S/kg

1.8. Utilidad bruta:

Se determinara la utilidad bruta de la siguiente manera:

Utilidad Bruta = UB = UV – CTP = 1,57 U$S/kg – 0,76 U$S/kg = 0,81U$S/kg

Utilidad Bruta = 0,81 U$S/kg




1.9. Determinación de la utilidad neta libre de impuestos:

Debido a que en el calculo de los gastos fijos, ya se consideraron los impuestos

locales, solo se tendrán en cuenta el impuesto a las ganancias por ser un impuesto

Nacional, siendo su valor aproximado del 35 % del la utilidades Bruta.

Utilidad Neta = UN = UB – UB. 0.35 = 0,81 U$S/kg – 0,81 U$S/kg . 0.35 =

Utilidad Neta = 0,53 U$S/kg

1.10. Determinación de las tasas de retorno:

TR =UNInversion de Capital total

=0 , 53 U$S/kg . 224 .439 . 292 kg/año19.005 .179 U$S

=6 ,261

año

TR =6 ,26 1

año

1.11. Determinación del precio de repago simple:

PRS = 1TR

= 1

6 ,26 .1

año

=0 , 16 años = 2 meses

PRS =2 meses




IX. Conclusión

Debido al precio de repago simple tan bajo es muy conveniente realizar el proyecto y

como conclusión presentaremos las ganancias posibles de obtener en el primer año de

trabajo

Se considera que para el precio en el que el producto ingresa al mercado, del total de

la cantidad producida o proyectada de producto se venderá realmente el 80 %de la

cantidad proyectada.

Presupuesto

Proyectado Real Diferencia entre

lo Proyectado y

Real2009 2009

kg vendidos anualmente 225.000.000 191.250.000 33.750.000

Precio de Venta del kg U$S 1,57 U$S 1,57 -

Ventas Totales U$S 353.250.000 U$S 300.262.500 U$S 52.987.500

Costo Unitario. U$S 0,76 U$S 0,76 -

Costo Total de Venta. U$S 171.000.000 U$S 145.350.000 U$S 25.650.000

Ganancia Bruta U$S 182.250.750 U$S154.912.500 U$S 27.338.250

Costos Fijos U$S 3.532.500 U$S 3.532.500 -

Ganancia (Pérdida) antes

de ImpuestosU$S 178.715.500 U$S 151.380.000 U$S 27.335.500

Impuestos (35%) U$S 62.550.425 U$S 52.983.000 U$S 9.567.425

Ganancia Neta U$S 116.165.075 U$S 98.397.000 U$S 17.768.075




X. Bibliografía

Perry, Robert H., Green, Don W., Maloney, James; Perry Manual Del Ingeniero Químico, Sexta Edición (Tomo 1); Editorial McGraw Hill; Col. Granjas Esmeralda; Delegación Iztapalapa; México; 1992.

McCabe, Warren L., Smith, Julian C., Harriott, Peter; Operaciones Unitarias En Ingeniería Química, Cuarta Edición; Editorial McGraw Hill; Aravaca, Madrid; España; 1991.

Geoff Rayner-Canham; Química Inorgánica Descriptiva, Segunda Edición, Editorial Pearson Educación, México 2000

Levenspiel, Octave; Ingeniería de las Reaccione Químicas, Segunda Edición; Editorial REPLA s.a.

Klaus, Timmerhaus;Plant Design and Economics for Chemical Engineers, Cuarta Edición Editorial McGraw Hill.

Kern, Donald Q. Procesos de Transferencia de Calor, Trigésima Primera Reimpresión; Editoria Continental, México 1999.

Treybal, Robert E. Operaciones de Transferencia de Masa, Segunda Edición; Editorial McGraw Hill.




XI. Sitios de Internet

http://www.galaxie.com.ar/espanol/nuestra.html

http://www.estrucplan.com.ar/Producciones/Entrega.asp?identrega=297

http://www.miliarium.com/Paginas/Prontu/MedioAmbiente/Atmosfera/

ColumnaRelleno.htm

http://www.crownandersen.com/Sulfur.html

http://www.freepatentsonline.com/6605263.html

http://www.quimicosballester.com.ar/productos_indice.htm#s

XII. Anexos


http://www.quimicosballester.com.ar/productos_indice.htm#s

http://www.freepatentsonline.com/6605263.html

http://www.crownandersen.com/Sulfur.html

http://www.miliarium.com/Paginas/Prontu/MedioAmbiente/Atmosfera/ColumnaRelleno.htm

http://www.miliarium.com/Paginas/Prontu/MedioAmbiente/Atmosfera/ColumnaRelleno.htm

http://www.estrucplan.com.ar/Producciones/Entrega.asp?identrega=297

http://www.galaxie.com.ar/espanol/nuestra.html



1.1. Lay Out de la Planta

Referencias:

A: Tramo de cañería carga de pileta Disolución 5 m

B+C+D: Largo de pileta Disolución 18 m

C: Largo de Decantador 13 m

E: Largo de cinta de conexión de Deposito de soda y pileta disolución 7m

F: Largo Depósito de soda 10 m

G+H+J+I: Ancho de pileta de disolución 12 m

H: Altura de acceso de cañería a pileta Disolución 6 m

H+J: Ancho Deposito de soda 8 m

K+L+M: Ancho de Decantador

K+L: Diámetro de tolva

L: Altura de De válvula de carga de Decantadores con respecto al ancho del

decantador 1

N: Ubicación del acceso de entrada de cañería al decantador 2.




XIII. Correcciones




1. Economizador

Debido a la alta temperatura que salen los gases del horno de coquización estos se podrían

utilizar para precalentar la solución acuosa de sulfito de sodio que va al secador Spray de esa

forma los gases de coquización entrarían mas fríos al Scrubber disminuyendo las exigencias a

las que esta sometido el equipo de forma que se podría disminuir el espesor de las paredes del

equipo ahorrando en material y costos de construcción. A su vez también disminuirían los

costos en el secador Spray debido a que una gran parte de la energía requerida seria otorgada

por los gases de coquización y el resto por el combustible con lo que disminuirían los costos

operativos de la operación de dicho equipo.

2. Reducción del espesor de las paredes del Scrubber

Al ingresar los gases de coquización a menor temperatura los espesores de las paredes del

equipo podrían disminuir a la mitad con lo que el ahorro de material sería:

El ahorro en costos de construcción sería …. Lo que representa un ….% de la inversión inicial.

A su vez la disminución de la temperatura de entrada de los gases de entrada produciría que

disminuya la cantidad de calor que se debe extraer del equipo disminuyendo el caudal de agua

de enfriamiento que se debe bombear en el intercambiador de calor disminuyendo los costos

eléctricos relacionados con el bombeo de esa masa de agua, el ahorro en electricidad sería de

…. Lo que representa un ahorro en los costos operativos de …%

3. Condiciones de operación

Para lograr la mayor eficiencia debemos operar en el scrubber con las condiciones que

inclinen la reacción hacia la producción de sulfito de sodio y disminuyan la producción de

bisulfito para lo cual las condiciones serían y se mantendrían…..


anteproyecto terminado

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