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“DISEÑO DE UNA PLANTA DE PRODUCCION DE DI-ISOPROPILBENCENO”
1.- RESUMEN EJECUTIVO:
El Cumeno se obtiene a partir de benceno y propileno mediante la reacción de alquilación:
Simultáneamente tiene lugar la reacción:
1) Cumeno + Propileno Di-isopropilbenceno (DIPB)
Se utilizan como materias primas benceno (puro) y propileno. La reacción se lleva a cabo en presencia de un catalizador, que es el acido fosfórico.
El benceno se mantiene en exceso para limitar la cantidad del subproducto DIPB producida. Los reactantes se alimentan líquidos desde sus tanques de almacenamiento respectivos. Después de bombear los reactantes hasta la presión dictada por las condiciones de operación del catalizador, se vaporizan y se calientan hasta la temperatura de reacción.
A la salida del reactor, los productos se enfrían para condensar esencialmente todo el cumeno, junto con el DIPB y el benceno no reaccionado. El propileno y el propano se separan del líquido pudiendo aprovecharse su valor como combustible, mientras que el cumeno bruto se envía a dos torres de destilación. La primera torre separa el benceno del cumeno y el DIPB, recirculándose el benceno de nuevo a las condiciones de entrada al reactor. La segunda torre efectúa la separación del cumeno y el DIPB obteniéndose un cumeno del 99.8 % de pureza. El DIPB se puede vender como combustible.
2.- ANTECEDENTES:
Los hidrocarburos aromáticos, principalmente benceno, tolueno, xilenos y etilbenceno, son compuestos básicos de partida para la síntesis de materias primas plásticas, cauchos sintéticos y otros productos orgánicos de interés industrial. La mayor parte se obtiene del petróleo, y sólo una pequeña proporción del carbón.
Aunque el contenido de aromáticos originalmente presente tanto en el petróleo como en el carbón es bajo, en determinados procesos de tratamiento térmico o catalítico de refinerías y coquerías se producen en proporciones significativas que hacen económica su separación.
2.1 Procesos de transformación de aromáticosDado que la industria química tiene una demanda de hidrocarburos aromáticos que no puede satisfacerse con la distribución de aromáticos obtenida directamente de las gasolinas reformadas y de pirólisis, se han desarrollado procesos de transformación de hidrocarburos aromáticos entre sí. De un modo global, el objetivo de estos procesos es contrarrestar el exceso de oferta de tolueno y el defecto de las de benceno y xilenos. Los procesos más significativos son:- Hidrodesalquilación de tolueno- Isomerización del m-xileno-Desproporcionamiento de tolueno y transalquilación con trimetilbencenos.
2.2 Derivados del Benceno
El consumo de benceno se distribuye del siguiente modo:52 % EB, intermedio para la fabricación del estireno;18 % cumeno, intermedio para la fabricación de fenol;16 % ciclohexano, empleado para fabricar caprolactama y ácido adípico;14 % otros derivados: anhídrido maleico, nitrobenceno, alquilbenceno sulfonatos, clorobenceno, etc.
El derivado mayoritario, EB, se transforma por deshidrogenación en estireno, monómero de partida para la fabricación de polímeros y copolímeros termoplásticos, elastoméricos y resinas de poliéster no saturado.El cumeno, obtenido por alquilación con propileno, se transforma en fenol, materia prima para la obtención de resinas de fenol-formaldehído o en otros derivados que también se emplean como materias primas plásticas, concretamente la caprolactama y el bisfenol A.El ciclohexano, obtenido por deshidrogenación del benceno, se emplea en la obtención de caprolactama y ácido adípico, materias primas de poliamidas.
Entre los derivados minoritarios, el anhídrido maleico (fabricado también a partir de compuestos C4) es otro intermedio en la fabricación de plásticos; el nitrobenceno se emplea en su mayor parte en la fabricación de anilina (colorantes) y los LABS (alquilbenceno sulfonatos lineales) son surfactantes aniónicos empleados en la formulación de detergentes.
3.- INTRODUCCION:
Uno de los procesos para la fabricación de fenol y acetona está basado en la oxidación de cumeno, partiendo de la fabricación del propio cumeno.
El proceso de cumeno usa como materias primas benceno y propileno para formar, mediante alquilación, cumeno y popiisopropilbenceno, PIPB, como principal subproducto. En la etapa de transalquilación el PIPB es reaccionado con benceno para formar más cumeno. Tanto el reactor de alquilación como el de transalquilación utilizan ácidos como catalizador. El cumeno producido es separado y purificado en el tren de destilación de la mezcla eficiente de reacción.
En la segunda etapa, planta de fenol, el cumeno es oxidado con aire para obtener hidroperóxido de cumeno (CHP) en un reactor multietapa en una fase líquida, la mezcla es entonces destilada en un sistema de vacío. El CHP concentrado es entonces escindido a fenol y acetona en presencia de ácido como catalizador. El fenol y la acetona son purificados por destilación.
4.- JUSTIFICACION:
En nuestro país no existe una planta de isopropilbenceno, las fábricas que necesitan este compuesto necesariamente se ven obligadas a importarlo.
En Bolivia no existe una Planta productora de Cumeno, ni se ha formulado un diseño de prefactibilidad para su instalación, su carencia imposibilita la producción de acetona, fenol (proceso Hock). Este producto químico mejora el índice de octano de los carburantes. La Sociedad Nacional de Industrias recomienda que el producto es esencial para la producción de diversos derivados petroquímicos y del gas natural muy valiosos que en nuestro medio aun no se desarrolla y por ende se propone la construcción de esta planta química dirigido a nuestras necesidades así como las necesidades de los países de nuestra región que no cubren significativamente a sus industrias de este insumo.
Además la demanda creciente para el bis-fenol A y las resinas fenolicas darán a lugar a una fuerte demanda para el isopropilbenceno en el continente Asiático en las próximas décadas.
Cumeno o isopropilbenceno es producido por la reacción del propileno y el benceno sobre un catalizador ácido.
La presencia de propileno en el gas natural puede ser aprovechado para la obtención del isopropilbenceno y de esta manera aumentar el valor agregado del producto.
BENCENO
estireno
cumeno
ciclohexano
poliestireno
fibras nylon
hules sintéticos
Fenol resinas fenólicas
resinas acrílicas
butadieno
Acetona
plásticos
etil benceno
alquilfenoles
Cluster de losClúster de losAromáticosAromáticos
Oportunidades
BUTANO
resinasciclohexanona
Además es de conocimiento común que la petroquímica en nuestro país está en su mayor auge, es este momento el que debemos aprovechar para incorporar nuevas plantas que suministren productos de beneficio no solo nacional sino internacional, el cumeno como bien ya se menciono anteriormente es la materia prima para la obtención de fenol y acetona, y a continuación mostramos un cuadro donde se muestra la importancia de esta en los diversos procesos:
PROPILENO
polipropileno
acrilonitrilo
óxido de propileno
fibras textiles
fibras acrílicas
plastificantes
resinas
Espuma Poliuretano
plásticos
Cluster delCluster delPropilenoPropileno
isopropanol
ácido acrílico
resinas
solventes
ésteres deácido acético
Glicoéteres
Polioles
glicoles propilénicos
Oportunidades
Solventes
especialidades
CUADRO 1: OPORTUNIDADES DE MERCADO
Claramente podemos observar en el cuadro 1 que el mercado para la petroquímica es amplio, en estos dos cuadros podemos observar que a partir de dos materias primas como es el propileno y el benceno se llegan a obtener muchas cosas, y en este proyecto se verá la producción de cumeno.
5.- ESTUDIO DE MERCADO:
Los estudios anteriores sobre el tema en los últimos años son escasos en nuestro país, mas no en otros países como México y Brasil . Además la empresa española Pavco de producción de tuberías plásticas llevara a cabo la producción de propileno y polipropileno utilizando gas natural para el 2012 en sus instalaciones en Perú.
Observando el escenario prometedor para la producción de cumeno, debido a que se producirá propileno y al boom del gas natural , se vio necesaria establecer si una planta de este tipo puede ser rentable. El isopropilbenceno es muy utilizado a nivel mundial, en Asia en países como ser Taiwán y Japón importan volúmenes grandes de esta materia prima a pesar de contar con plantas que se dedican a obtener esta materia prima, en América el principal consumidor de isopropilbenceno es EEUU, que al igual que los dos anteriores países importa el cumeno.
China importa actualmente isopropilbenceno para incrementar su capacidad en la producción de fenol y acetona esto ya se da desde el año 2007 y aun pretende aumentar la capacidad de producción de estas dos plantas hasta el año 2012.Además la demanda creciente para el bis-fenol A y las resinas fenolicas darán a lugar a una fuerte demanda para el isopropilbenceno en el continente Asiático en las próximas décadas.
5.1 DESCRIPCION DEL PROCESO
5.1.1 Para la fabricación de cumeno se sigue el siguiente procedimiento:
Los reactantes son alimentados como líquidos de sus respectivos tanques almacenadores. Luego se bombean a la presión requerida, determinada por las condiciones de operación del catalizador, los reactantes son mezclados vaporizados y calentados a la temperatura de operación del reactor. El catalizador convierte los reactantes a los productos deseables e indeseables de acuerdo a las reacciones mostradas a continuación:
Reacción principal:
C3H6 + C6H6 C6H5-C3H7
Propileno benceno cumeno
Reacción secundaria:
C3H6 + C6H5-C3H7 C3H7-C6H4-C3H7
Propileno cumeno diisopropil benceno (DIPB)
Fuente: Data experimental proporcionado por Libro Análisis de diseño y síntesis de Richard Turton pag 789.
La relación de alimentación de Benceno a Propileno es 1:1 la conversión del propileno de 97.8 %.
Los productos gaseosos son enfriados para condensar el Cumeno, DIPB y el Benceno que no ha reaccionado. El propileno y el Propano impuro son separados del líquido y son usados como gas combustible .La corriente de líquido es enviada a dos columnas de destilación.
La primera columna de destilación separa Cumeno del Benceno y DIPB. La segunda columna de destilación separa Cumeno de DIPB. La corriente de DIPB será vendida como combustible.
La mejor tecnología para la producción del Cumeno es un proceso catalizado que es optimizado a 350º C y 25 atm, el Benceno es dejado en exceso para limitar la cantidad de DIPB producido
5.1.2 Condiciones de los componentes, la estequiometria y cinética de la reacción que rigen el proceso.
Cumeno o isopropilbenceno es producido por la reacción del propileno y el benceno sobre un catalizador ácido (Acido Fosfórico).
El Cumeno puede ser usado para incrementar el octanaje en las gasolinas, pero su principal uso es como materia prima para la producción de Fenol y Acetona. En el cuadro 2 podemos observar las propiedades de los principales productos de la reacción:
CUADRO 2 Propiedades de los componentes que intervienen en el proceso
Punto de Ebullición
Presión de vapor
T (K) T (K) P (x10-6 KPa)
Benceno 353 562 4.87
Propileno 225 365 4.59
Propano 231 370 4.14
Cumeno 425 631 3.21
Calor de Vaporización del Cumeno: 3.81 x107 J/kmol
Calor de Formación del Cumeno: 3.933 x106 J/kmol
5.1.3 Reacción de la producción de Cumeno
La cinética que rige cada una de las reacciones que intervienen en el proceso son las siguientes:
Para la reacción primaria:
C3 H6 + C6 H6 k1 C9H 12
propileno benceno cumeno
Para la reacción secundaria:
C3 H6 + C9 H12 k2 C12 H 18
propileno cumeno p−diisopropil benceno
Donde:Las unidades de la energía de activación son kcal/mol, Las unidades de la concentración son mol/L temperatura esta en K Las unidades de la temperatura son en Kelvin.
Fuente: Data experimental proporcionado por Libro Análisis de diseño y síntesis de Richard Turton pag 789.
5.1.3 Otras condiciones de operación para la de obtención de cumeno
Obtención del cumeno por alquilación del bencenoEl cumeno se obtiene por alquilación del benceno con propileno, en lugar de etileno, pudiéndose emplear los mismos catalizadores (Al2O3, ácido fosfórico y otros) aunque la alquilación con propileno resulta más fácil y rápida que con etileno (por la formación de un carbocatión secundario).
También en este caso se producen polialquilbencenos (di-, tri- y tetraisopropilbencenos) con una configuración que depende del tipo de
catalizador empleado. Estos polialquilbencenos se pueden transformar en cumeno, en presencia de benceno y de los catalizadores que son activos para la transalquilación.
Entre los numerosos procesos desarrollados a escala industrial, la mayor parte emplea ácido fosfórico soportado y realiza la alquilación en fase líquida, sin reciclo de los polialquilbencenos, ya que el ácido fosfórico no es activo para la transalquilación.
Una mezcla de benceno, propileno y propano (como diluyente) se bombea a través de varios reactores en paralelo. El calor generado en la reacción vaporiza propano y propileno, que burbujean en el líquido. La corriente que sale del reactor entra a una columna RECT en la que se produce una vaporización flash. De los vapores ascendentes se recupera el cumeno y el benceno mediante enfriamiento y descompresión en la columna DP, en la que se introduce también el benceno de alimentación, para su secado previo. Por cabeza de esta columna sale una mezcla de propano y agua.
El agua se purga, parte del propano se retorna a la columna como reflujo y el resto también se purga. Las colas de la columna RECT se destilan para separar el cumeno del exceso de benceno y de los subproductos pesados, que se queman.
En el reactor se introduce también una pequeña cantidad de agua, para mantener la actividad del catalizador, que se acumula en el fondo de la columna RECT y debe purgarse.El propileno usado como materia prima puede ser incluso una fracción C3 sin separación previa del propano (40 – 60 % de propileno). La conversión del propileno es del 99,35%, con una selectividad en cumeno superior al 92 %.
Se ha mencionado anteriormente que el cumeno es materia prima para la producción de acetona, a continuación se muestra un esquema simplificado en la figura 1, donde se muestra este proceso:
Figura 1. Esquema simplificado de la transformación del cumeno en fenol y acetona.
5.2 DESCRIPCION DEL PRODUCTO
El isopropilbenceno tiene su principal aplicación como deluente para pinturas, las lacas y los esmaltes y como componente de algunos solventes.Otra importante aplicación del isopropilbenceno se da en los catalizadores de polimerización para la fabricación de plásticos, catalizador para acrílicos y como materia prima para los peróxidos y catalizadores de oxidación.
El cumeno aparece como componente minoritario del petróleo y de los disolventes derivados del petróleo. Se utiliza en la fabricación de fenol y de sus productos asociados, acetona y p-metilestireno.
El cumeno también puede aparecer como contaminante en el aire a niveles de ppb muy bajos (0,1 a 2,5 ppb), posiblemente proveniente de la emisión de gases de los automóviles.
También puede encontrarse en la sangre y el aire espirado de trabajadores de hospitales o industrias químicas que no están expuestos a este compuesto, en niveles más altos para los trabajadores fumadores que para los no fumadores.
5.2.1 CARACTERISTICAS DEL PRODUCTO
Cumeno es el nombre utilizado comúnmente para el isopropilbenceno, un compuesto químico clasificado entre los hidrocarburos aromáticos. Se encuentra en el petróleo y en algunos de sus productos derivados, como algunos combustibles. Se utiliza en la síntesis de algunos detergentes y, principalmente, en la fabricación de fenol y acetona mediante la obtención previa de hidroperóxido de cumeno.
Propiedades físicas y químicas
El cumeno es un líquido, aromático penetrante, incoloro e inflamable. Su temperatura de inflamación es de 44 ºC en copa cerrada y 25 ºC en copa abierta; su temperatura de autoignición es de 424 ºC; y cuando su dosado en presencia de oxígeno está entre 0,88% y 6,5%.
Presión de vapor: 8 mmHg (a 20 ºC) Densidad relativa: 0,86 g/cm³ (a 15 ºC) Densidad relativa de los vapores: 4,1 (aire=1)
Es soluble en alcohol, éter, benceno y acetona. Es insoluble en agua.
Producción
La producción comercial de cumeno se lleva a cabo a través de un catalizador de alquilación de benceno, con la adición de propileno. Puede usarse como catalizador el ácido fosfórico solididificado sobre alúmina, conforme se hacía hasta mediados de los años 1990, cuando alcanzó mayor auge la catálisis basada en zeolitas.[]
FICHA TECNICA DEL CUMENO
Cumeno
General
Nombre sistemático (1-metiletil) bencenoOtros nombres isopropilbencenoFórmula molecular C9H12
SMILES CC(C)C1=CC=CC=C1Masa molar 120,19 g mol−1
Apariencia Liquido incoloroNúmero CAS [98-82-8]Propiedades
Densidad y Fase 0,862 g cm−3, líquidoSolubilidad en agua insolublePunto de fusión −96 °C (117 K)Punto de ebullición 152,7 °C (425 K)Viscosidad 0,777 cP a 21 °CPeligros
MSDS External MSDSPrincipal Peligros InflamableNFPA 704Punto de humeo 102 °CR/S statement R: 10 37 51/53 65
S: 24 37 61 62Número RTECS GR8575000Compuestos relacionados
Related compounds etilbencenotoluenobenceno
Excepto cuando se avise, datos paramateriales en su estado estándar (a 25 °C, 100 kPa)Infobox disclaimer and references
5.3 ANALISIS DE OFERTA
Los principales ofertantes de isopropilbenceno en nuestro continente son EEUU, México y Brasil.
La producción de cumeno es estos países se detalla a continuación en la tabla 1:
Tabla # 1 : Oferta de cumeno en el mundo
LOCALIZACION CAPACIDAD DE PRODUCCION (KTon)
Estados Unidos 1302Europa Oriental 196
Japón 396Otros lugares de Asia 34
Fuente: Montedison USA., Inc. (1985)
5.4 ANALISIS DE LA DEMANDA
En conocida la demanda del isopropilbenceno a nivel mundial, esta demanda es creciente debido al uso del cumeno en la producción de derivados del fenol y la acetona, tal es el caso del bis-fenol A, resinas fenólicas y caprolactama. En la tabla 2 se detalla el consumo de cumeno a nivel mundial:
Tabla # 2: Demanda de cumeno en el mundo
LOCALIZACION CONSUMO DE CUMENO (KTon)Estados Unidos 2345Europa Oriental 1098
Japón 1987Otros lugares de Asia 123
Fuente: Montedison USA., Inc. (1985)
5.5 ANALISIS DE LA OFERTA Y LA DEMANDA
En la tabla 3 se muestra la oferta, la demanda y la demanda insatisfecha del cumeno a nivel mundial:
Tabla # 3: Análisis de la oferta y demanda del cumeno
CAPACIDAD DE PRODUCCION (KTon)
CONSUMO DE CUMENO (KTon)
DEMANDA INSATISFECHA (KTon)
1302 2345 1043196 1098 902396 1987 159134 123 89
Fuente: elaboración propia
5.6 TAMAÑO DE PLANTA
5.6.1 Desarrollo del diseño del proceso.
5.6.1.1 Capacidad de planta y condiciones de operación.
La planta en la cual se trabajara producirá Cumeno por una reacción de alquilación en fase vapor.
La capacidad de la planta o producción anual de cumeno es del orden de 90 000 Ton/año de Cumeno al 99% de pureza.Se asume que un año es igual a 330 días, siendo los 35 días restantes del año utilizados para mantenimiento general de la planta, y que los trabajos diarios son distribuidos en 3 turnos de 8 horas cada uno.
6.- MATERIAS PRIMAS Y SUMINISTROS:
6.1 BENCENO
El benceno es un hidrocarburo polinsaturado de fórmula molecular C6H6, con forma de anillo (se le llama anillo bencénico, o aromático, ya que posee un olor característico) y puede considerarse una forma polinsaturada del ciclohexano. En el benceno cada átomo de carbono ocupa el vértice de un hexágono regular, ocupa dos valencias con los dos átomos de carbonos adyacentes, una tercera valencia con un átomo de hidrógeno y la cuarta denominada 'oculta' dirigiéndola hacia el centro del anillo hexagonal formada en algunos casos de carbono y en otros de alguna base nitrogenada. Cada átomo de carbono comparte su electrón libre con toda la molécula (según la teoría de orbitales moleculares), de modo que la estructura molecular adquiere una gran estabilidad y elasticidad.
El benceno es un líquido incoloro de aroma dulce y sabor ligeramente amargo, similar al de la hiel. Se evapora al aire rápidamente y es poco soluble en agua. Es sumamente inflamable, volátil y se forma tanto en procesos naturales como en actividades humanas.
Del benceno se derivan otros hidrocarburos de este tipo entre los que se encuentran: el tolueno, el orto-xileno, el meta-xileno y el para-xileno y otros llamados polinucleicos que son el naftaleno, el fenantreno, antraceno y el pireno.
La reacción típica del benceno es la de sustitución aromática y puede seguir tres caminos:
Electrofílica Nucleofílica De radicales libres
Las reacciones de sustitución aromática más corrientes son las originadas por reactivos electrofílicos. La capacidad del benceno para actuar como un dador de electrones se debe a la polarización del núcleo bencénico. Las reacciones típicas del benceno son las de sustitución. Los agentes de sustitución utilizados con más frecuencia son:
Cloro Bromo Ácido nítrico Ácido sulfúrico concentrado y caliente
Toxicidad
Respirar, inhalar, aspirar, inspirar o ingerir niveles de benceno muy altos puede causar la muerte, mientras que niveles bajos pueden causar somnolencia, mareo, alucinaciones, aceleración del latido del corazón o taquicardia, dolores
de cabeza, migrañas, temblores, tiritar, confusión y pérdida del conocimiento. Comer o tomar altos niveles de benceno puede causar vómitos o acidez, irritación del estómago, úlceras estomacales, mareo, somnolencia o convulsiones; y en último extremo la muerte.
La exposición de larga duración al benceno se manifiesta en la sangre. El benceno produce efectos nocivos en la médula de los huesos y puede causar una disminución en el número de glóbulos rojos, lo que conduce a padecer anemia. El benceno también puede producir hemorragias y daños en el sistema inmunitario, aumentando así las posibilidades de contraer infecciones por inmunodepresión.
Los efectos nocivos del benceno aumentan con el consumo de bebidas alcohólicas.[]
Algunos estudios sobre una muestra de mujeres que respiraron altos niveles de benceno durante varios meses han revelado que presentaron menstruaciones irregulares, con sangrado incontrolable por la vagina, así como disminución en el tamaño de sus ovarios. En el aspecto psicológico se observó un cambio en el carácter que se tornó más agresivo y resentido, casi bipolar. No se sabe si la exposición al benceno afecta al feto durante el embarazo o la fertilidad en hombres. Pero está comprobado que en los hombres se ve afectada la capacidad de conseguir la erección y por lo tanto de mantener relaciones sexuales.
Estudios en animales que respiraron benceno durante la preñez han descrito bajo peso de nacimiento, retardo mental serio y en la formación de hueso y daño en la médula de los huesos. En ratas se produjeron abortos sutiles o leves.
El Departamento de Salud y Servicios Humanos (DHHS) ha determinado que el benceno es un reconocido carcinógeno en seres humanos y otros mamíferos lactantes. La exposición de larga duración a altos niveles de benceno en el aire puede producir leucemia, un cáncer a los tejidos que fabrican las células de la sangre como también un cáncer de cólon.
En el organismo, el benceno es transformado en productos llamados metabolitos. Ciertos metabolitos pueden medirse en la orina o en las heces. Sin embargo, este examen debe hacerse con celeridad después de la exposición y el resultado del análisis no indica, con confianza, a que concentración de benceno se estuvo expuesto, ya que los metabolitos en la orina pueden originarse a partir de otras fuentes.
FICHA DE SEGURIDAD DEL BENCENO
BencenoNombre (IUPAC) sistemático
1,3,5-CiclohexatrienoGeneral
Otros nombres BenzolFórmula semi-desarrollada
C6H6
Fórmula molecular n/dIdentificadores
Número CAS 71-43-2Número RTECS CY1400000
Propiedades físicas
Estado de agregación
Líquido
Apariencia IncoloroDensidad 878.6 kg/m3;
0,8786 g/cm3
Masa molar 78.1121 g/molPunto de fusión 278.6 K (5,45 °C)
Punto de ebullición 353.2 K (80,05 °C)
Viscosidad 0.652Propiedades químicas
Solubilidad en agua 1.79Momento dipolar 0 D
Compuestos relacionados
Hidrocarburos CiclohexanoNaftaleno
Termoquímica
ΔfH0gas 82.93 kJ/mol
ΔfH0líquido 48.95 kJ/mol
S0líquido, 1 bar 150 J·mol-1·K-1
Peligrosidad
Punto de inflamabilidad
262 K (-11 °C)
NFPA 704
320
Temperatura de autoignición
834 K (561 °C)
Número RTECS CY1400000Valores en el SI y en condiciones
normales(0 °C y 1 atm), salvo que se indique lo
contrario.Exenciones y referencias
PRINCIPALES DERIVADOS DEL BENCENO
El benceno se obtiene a partir de las reformadoras de nafta, de la desintegración térmica con vapor de agua de la gasolina, de las plantas de etileno y por desalquilación del tolueno.
En el cuadro 3 siguiente veremos una descripción de sus derivados principales.
CUADRO 3. Principales derivados del benceno
6.2 PROPILENO
El propileno (H2C=CH–CH3) es un hidrocarburo perteneciendo a los alquenos, incoloro e inodoro. Es un homólogo del etileno. Como todos los alquenos presenta el doble enlace como grupo funcional.
Estructura química del propeno.
Estructura molecular del propeno.
Propiedades fisicoquímicas
Fórmula: C3H6 Masa molecular: 42,1 g/mol Punto de fusión: –185,3 ºC Punto de ebullición: –48 ºC Temperatura de ignición: 460 ºC Presión de vapor a 20 ºC: 10.200 hPa Nº CAS: 115-07-1 Nº ICSC: 0559 Nº RTECS: UC6740000 Nº CE: 601-011-00-9 Concentración máxima permitida en los lugares de trabajo: 500 ppm
(VLA-ED, ACGIH-2008). Límites de explosividad: 2,0 - 11,1% de propeno en el aire.
Síntesis
El propeno es uno de los productos de la termólisis del petróleo. Se separa de los demás productos como el etileno por destilación a baja temperatura.
Aplicaciones
El propeno es el producto de partida en la síntesis del polipropileno. La polimerización se puede llevar a cabo de forma radicalaria aunque en la polimerización catalítica se obtienen productos con mejores calidades que además son mejor controlables. Los catalizadores empleados eran originalmente del tipo Ziegler-Natta. En la actualidad se están sustituyendo por otros sistemas basados en zirconocenos.
La adición de agua en condiciones polares da iso-propanol que puede ser oxidado a la acetona. En condiciones radicalarias se obtiene n-propanol.
Reacciones
Con oxidantes fuertes como el permanganato (MnO4–) o el tetróxido de osmio
(OsO4) el propeno es oxidado al propan-1,2-diol.
La oxidación con oxígeno en presencia de óxido de plata como catalizador da el óxido de propileno, un epóxido que se utiliza en la síntesis de algunos plásticos o pegamento.
Productos derivados del propileno
Los derivados del propileno se pueden clasificar según el propósito al que se destinen, en productos de refinería y productos químicos.
Se trató el primer caso en los capítulos anteriores, cuando hablamos de la producción de combustibles de alto octano por medio de los procesos de alquilación y de polimerización.
El segundo caso es el que implica la producción de petroquímicos, aprovechando la elevada reactividad que tienen las moléculas de propileno. Su doble ligadura nos permite introducir dentro de la misma una gran variedad de heteroátomos como el oxígeno, nitrógeno, agua, y otros hidrocarburos.
Las moléculas de propileno poseen una reactividad mayor que las del etileno.
Algunas de las reacciones que se hacen con el etileno, como la hidratación con ácido sulfúrico para la obtención de etanol, se pueden hacer con el propileno pero en condiciones menos severas.
El cuadro 4 nos describe algunos de los derivados importantes del propileno y sus usos principales.
CUADRO 4. Principales derivados del propileno
Las reacciones de polimerización tanto del etileno como del propileno se describen en el capítulo correspondiente a los plásticos, resinas y elastómeros.
Oxidación del propileno
Óxido de propileno.- El principal producto petroquímico derivado de la oxidación del propileno es el óxido de propileno. Existen dos procesos industriales para hacer este petroquímico, que son el proceso de la clorhidrina y el proceso oxirane. El óxido de propileno se usa como fumigante de alimentos tales como la cocoa, especias, almidones, nueces sin cáscara, gomas, etc.
Figura 2. Nonilfenol derivado del propileno, base para hacer champús.
Por lo general se usa diluido con bióxido de carbono para reducir al máximo su inflamabilidad. También se ha encontrado que las fibras de algodón tratadas con óxido de propileno presentan mejores propiedades de absorción, de humedad y de teñido.
Figura 3. Dodecilbenceno derivado del propileno y el benceno, base de los detergentes.
6.3 ACIDO FOSFORICO
Ácido fosfórico
Nombre (IUPAC) sistemático
Ácido tetraoxofosfórico (V)
General
Otros nombres Ácido ortofosfóricoTetraoxofosfato (V)
de hidrógeno
Fórmula semidesarrollada
H3PO4
Fórmula estructural Ver imagen
Fórmula molecular n/d
Identificadores
Número CAS 7664-38-2
Propiedades físicas
Estado de agregación
Líquido
Densidad 1685 kg/m 3 ; 1,685 g/cm 3
Masa molar 98.00 g/mol
Punto de fusión 315 K (41,85 °C)
Punto de ebullición 431 K (158 °C)
Propiedades químicas
Acidez (pKa) 2.12, 7.21, 12.67
Solubilidad en agua Miscible
Peligrosidad
NFPA 704
020
COR
Valores en el SI y en condiciones normales(0 °C y 1 atm), salvo que se indique lo
contrario.Exenciones y referencias
El ácido fosfórico es un compuesto químico de fórmula H3PO4.
Propiedades químicas
El anión asociado con el ácido fosfórico se llama ion fosfato, muy importante en la biología, especialmente en los compuestos derivados de los azúcares fosforilados, como el ADN, el ARN y la adenosina trifosfato (ATP).
Este ácido tiene un aspecto líquido transparente, ligeramente amarillento. Normalmente, el ácido fosfórico se almacena y distribuye en disolución. Se obtiene mediante el tratamiento de rocas de fosfato de calcio con ácido sulfúrico, filtrando posteriormente el líquido resultante para extraer el sulfato de calcio. Otro modo de obtención consiste en quemar vapores de fósforo y tratar el óxido resultante con vapor de agua.
Usos
El ácido es muy útil en el laboratorio debido a su resistencia a la oxidación, a la reducción y a la evaporación. Entre otras aplicaciones, el ácido fosfórico se emplea como ingrediente de bebidas no alcohólicas como por ejemplo de la Gaseosa Coca Cola, como pegamento de prótesis dentales, como catalizador, en metales inoxidables y para fosfatos que se utilizan, como ablandadores de agua, fertilizantes y detergentes.
Propiedades físicas
Densidad relativa (agua = 1): 1,68 Solubilidad en agua: Muy elevada Presión de vapor a 20 °C: 4 Pa Densidad relativa de vapor (aire = 1): 3,4 Peso molecular (1 mol)
6.4 COSTO DE LA MATERIA PRIMA
CUADRO 5: CAPACIDAD DE PRODUCCIÓN INSTALADA EN EL MUNDO DE PRODUCTOS PETROQUÍMICOS BÁSICOS E INTERMEDIOS EN 2006.(Millones de toneladas por año)
En el cuadro 5 podemos observar que la disponibilidad de Benceno en el año 2006 es de aproximadamente 46.4 millones de toneladas al ano, lo que es favorable para la planta, ya que es claro que no tendremos problemas de disponibilidad de esta materia prima.
La disponibilidad de propileno para el año 2006 es de aproximadamente 28.6 millones de toneladas al año.
A continuación en el cuadro 6 mostramos las principales companias productoras de productos petroquímicos a nivel mundial, entre los cuales destacan nuestras dos materias primas: el BENCENO y el PROPILENO.
CUADRO 6: Principales compañías productoras de productos petroquímicos (Capacidad de producción anual en miles de toneladas métricas anuales)
Panorama global de los principales derivados del propileno.
Cadena del propileno:•El propileno es la segunda olefina de mayor importancia.•A nivel global se obtiene como subproducto de las refinerías (30%) y de craquers de etileno (64%).•Los principales productos son el polipropileno (65%), el acrilonitrilo (9%), el óxido de propileno (8%), cumeno (4%) e iso-propanol (1%).•Las regiones de mayor consumo son Asia (39%), Europa (25%) y Norteamérica (25%).•El precio promedio fue alrededor de 1400 USD/T para el propileno grado polímero y800 USD/T para el propileno grado químico.
Panorama global de los principales derivados del benceno.
Cadena del benceno:•La capacidad mundial de producción de benceno fue de 45 MMT/A (2006)•Los países del medio oriente son los suministradores más importantes•La demanda se encuentra en las regiones de Asia, Norteamérica y Europa•Las aplicaciones más importantes del benceno son etilbenceno (estireno), cumeno (fenol y acetona), ciclohexano (nylon 6), nitrobenceno (anilina), alquilbenceno (detergentes biodegradables) y anhidridomaleico (poliésteres no saturados)
7.- UBICACIÓN Y EMPLAZAMIENTO:
7.1 LOCALIZACION DE LA PLANTA
La localización de la planta de Cumeno va a depender de diferentes factores, estos tienen un peso de acuerdo a su importancia, luego mediante el método de factores ponderados hallaremos una posible ubicación.
Factores a Considerar:
Disponibilidad.
La disponibilidad de las materias primas como propileno, o en todo caso su predecesor el gas natural (propano ,metano, etano) el cual se utiliza en la producción plásticos así como su uso en combustible primordialmente , y diversos productos. Teniendo en cuenta en que actualmente se ésta fomentando la industrialización del gas natural para la producción de productos petroquímicos, este va hacer considerado como el punto de partida para la disponibilidad de materias primas.
Mercados
Este factor va a depender del uso del cumeno , las principales aplicaciones para el cumeno en nuestro mercado están como deluente para las pinturas, las lacas y los esmaltes, y como componente de algunos solventes .También se utiliza en los catalizadores de polimerización para fabricación de plásticos , catalizador para acrílicos y tipo resinas de poliéster, y como materia prima para los peróxidos y los catalizadores de oxidación.
Taiwán, Japón y EEUU importan volúmenes grandes de cumeno para la producción del fenol. China se pronostica importar cumeno para incrementar su capacidad significativa de 32% durante 2007-2012 para suministrar este compuesto en sus plantas de fenol y acetona en su país
Disponibilidad de energía
El Proceso de producción de cumeno, tiene como principal materia prima al propileno el cual se obtiene en un proceso exotérmico, aplicando un sistema
de integración energética pinch podemos solucionar una parte de la disponibilidad de energía, pero además al tener como disponibilidad, el uso del gas natural podría ser una solución a esta, claro pero antes se tendría que hacer un análisis económico de estas posibilidades.
Clima
También los factores ambientales son de estudio a la hora de decidir la ubicación de una planta industrial. Los procesos industriales muy contaminantes producen rechazo en las zonas de vivienda, por lo que deben instalarse lo más lejos posible de los núcleos habitados. Los climas extremos son, también, un factor limitante para la localización industrial. Las máquinas no funcionan bien, o se estropean antes, en climas muy fríos, muy cálidos, muy secos, o muy húmedos. El proceso industrial pierde eficacia. Además, estos climas se corresponden con densidades de población muy bajas, es decir, por un lado están lejos de los mercados, y por otro lejos de los trabajadores, a los que hay que alojar en las inmediaciones a costa de la empresa.
Suministros de mano de obra
Este factor tiene un peso importante a la hora de elegir la ubicación de una planta. En la siguiente figura 5 se puede apreciar los salarios mínimos en latinoamérica, pero no solo es un factor importante el costo de mano de obra si no también la calidad de mano de obra y también la disponibilidad de esta misma.
Figura 5: MÉTODO DE FACTORES PONDERADOS PARA LA LOCALIZACIÓN DE UNA PLANTA
Como ya hemos enumerados diferentes factores que afectan a la hora de elegir la localización de una planta, a cada uno de estos se le ha dado un peso respectivo de acuerdo a su importancia.
Hemos considerado 3 alternativas de ubicación teniendo en cuenta los mismos factores, y de estos hemos elegido según su peso ponderado cual sería la mejor alternativa.
Alternativa A CochabambaAlternativa B TarijaAlternativa C Santa Cruz
FACTORES Peso relativo
Alternativa A
Alternativa B
Alternativa C
Disponibilidad de materia prima
0,25 5 7 6
Mercados 0,15 8 7 8Disponibilidad de energía 0,15 4 4,5 4Clima 0,05 9 7 7Instalaciones de Transporte 0,25 9 8 8Suministros de Mano de Obra 0,15 7 8 8Peso Total 1 6,8 7,025 6,85
De acuerdo con esta tabla la mejor opción sería localizar la planta en el Departamento de Tarija.
8.- INGENIERIA DEL PROYECTO:
8.1 DIAGRAMA DEL PROCESO
TABLA DEL BALANCE DE MASA en Kmol/h
Componentes
Corrientes de proceso
CH
N2O2S
CO2SO2H2O
BENCENO 111.0 312.9 312.9 312.9 312.9 312.9 209.64 209.64PROPILENO 111.0 1.19 111.0 1.19 112.19 112.19 112.19 2.47 2.47PROPANO 5.55 6.01 5.55 6.01 11.56 11.56 11.56 11.56 11.56
ISOPROPILBENCENO 96.79 96.79DIISOPROPILBENCENO 6.463 6.463
TOTAL 111.0 116.55 320.1 116.55 320.1 436.62 436.62 436.62326.92
3 326.923
TABLA DEL BALANCE DE MASA en Kmol/h
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
Componentes
Corrientes de proceso
C 32.745H 44.71
O2 0.24 48.42 86.86N2 0.097 183.39 183.39S 0.099
CO2 32.75SO2 11.18H2O 4.83 0.35
BENCENO 8.3856 201.25 201.25PROPILENO 1.235 1.235 1.235PROPANO 5.78 5.78 5.78
ISOPROPILBENCENO 0.9679 95.826 95.826 95.826 93.91 1.916DIISOPROPILBENCENO 0.065 6.398 6.398 6.398 0.128 6.27
TOTAL 16.4335 310.489 208.265 102.224 102.224 94.038 8.186 77.89 236.64 314.53
1 1 1 1 1 1 1 18 19 20
TABLA DEL BALANCE DE ENERGIA
Descripción
Temperatura (C) 25 25 83 25 83 25 60 350 120 70
Presión (bar) 24.3 23.5 24.3 31.5 31.5 31.25 31.25 31.25 1.75 1.75
Flujo (Kmol/h) 111.0 116.55 320.1 116.55 320.1 436.65 436.65 436.65 326.93 326.93
Densidad (Kg/l) 0.879 0.804 0.879 0.804 0.879 0.837 0.819
Viscosidad (CP) 0.65 0.23 0.31 0.23 0.31 0.27 0.23 0.17 0.205 0.24Cap.Cal.(Kcal/
KgC) 0.41 0.595 0.47 0.595 0.47 0.5325 0.5176 0.4330 0.512 0.498
Entalpia (Kcal) 3.36 * 1064263680.
73481751.
4736231.9
8
TABLA DEL BALANCE DE ENERGIA
1 2 3 4 5 6 7 8 9 1
Descripción
Temperatura (C) 60 40 115 90 90 170 148
Presión (bar) 1.75 1.75 1.75 1.75 1.9 1.75 1.75
Flujo (Kg/h)16.43 310.49 209.10 102.224
102.224
94.038 8.186
Densidad (Kg/m3)
Viscosidad (CP) 0.015 0.50 0.22Cap.Cal.(Kcal/
KgC) 0.67 0.50 0.489 0.564 0.564 0.583 0.595
Entalpia (Kcal)
-3481751.4
0
-429639.1
5582712.
1353553.8
3526254.0
53481751.
4
1 1 1 1 1 1 1
8.2 BALANCE DE MASA:
1. Balance de masa mezclador
Flujo molar de Benceno al 99% de pureza
Balance para el benceno: mb1 + mb13 = mb3
Balance para el propileno:mpr13 = mpr3
Balance para el propano:mp13 = mp3
2. Balance en la bomba
Mezclador
mb 1=111.0Kmol benceno
hmb 13=201.9
Kmol bencenoh
mb 3=312.9Kmol benceno
h
mpr13=1.19Kmol propileno
hmpr3=1.19
Kmol propilenoh
mp 13=6.01Kmol propano
hmp 3=6.01
Kmol propanoh
m 1=111.0Kmolh
m 13=209.1Kmolh
m 3=320.1Kmolh
Balance para el benceno: mb3 = mb5
Balance para el propileno:mpr3 = mpr5
Balance para el propano:mp3 = mp5
3. Balance en la bomba
Balance para el benceno:
Bomba
Bomba
mb 3=312.9Kmol benceno
hmb 5=312.9
Kmol bencenoh
mpr3=1.19Kmol propileno
hmpr5=1.19
Kmol propilenoh
mp 3=6.01Kmol propano
hmp 5=6.01
Kmol propanoh
m 3=320.1Kmolh
m 5=320.1Kmolh
mb2 = mb4
Balance para el propileno:mpr2 = mpr4
Balance para el propano:mp2 = mp4
4. Balance en el mezclador
Balance para el benceno: mb4 + mb5 = mb6
Balance para el propileno:mpr4 + mpr5 = mpr6
Balance para el propano:
Mezclador
mb 2=0Kmol benceno
hmb 4=0
Kmol bencenoh
mpr3=111.0Kmol propileno
hmpr 4=111.0
Kmol propilenoh
mp 3=5.55Kmol propano
hmp 4=5.55
Kmol propanoh
m 3=116.55Kmolh
m 4=116.55Kmolh
mp4 + mp5 = mp6
5. Balance en el Intercambiador
Balance para el benceno: mb6 = mb7
Balance para el propileno:mpr6 = mpr7
Balance para el propano:mp6 = mp7
Intercambiador
mb 4=0Kmol benceno
hmb 5=312.9
Kmol bencenoh
mb 6=312.9Kmol benceno
h
mpr 4=111.0Kmol propileno
hmpr5=1.19
Kmol propilenoh
mpr 6=112.19Kmol propileno
h
mp 4=5.55Kmol propano
hmp 5=6.01
Kmol propanoh
mp 6=11.56Kmol propano
h
m 4=116.55Kmolh
m 5=320.1Kmolh
m 6=436.62Kmolh
mb 6=312.9Kmol benceno
hmb 7=312.9
Kmol bencenoh
mpr 6=112.19Kmol propileno
hmpr7=112.19
Kmol propilenoh
mp 6=11.56Kmol propano
hmp 7=11.56
Kmol propanoh
m 6=436.62Kmolh
m 7=436.62Kmolh
6. Balance en el Calentador
Balance para el benceno: mb7 = mb8
Balance para el propileno:mpr7 = mpr8
Balance para el propano:mp7 = mp8
7. Balance en el reactor
Calentador
mb 7=312.9Kmol benceno
hmb 8=312.9
Kmol bencenoh
mpr7=112.19Kmol propileno
hmpr 8=112.19
Kmol propilenoh
mp 7=11.56Kmol propano
hmp 8=11.56
Kmol propanoh
m 7=436.62Kmolh
m 8=436.62Kmolh
Reaccion # 1
Conversión del propileno: 97.8 %Conversión del benceno: 33%Conversión global: 93%
312.9
Kmol bencenoh
∗33Kmol benceno
100 Kmol benceno=103.26
Kmol bencenoh
112.19
Kmol propilenoh
∗97.8 Kmol propileno
100 Kmol propileno=109.72
Kmol propilenoh
103.26
Kmol bencenoh
∗1 Kmol isopropilbenceno
1 Kmol benceno∗96 Kmol isopropilbenceno
100 Kmol isopropileno
¿96.03Kmolisopropilbenceno
h
Reacción secundaria:
C3H6 + C6H5-C3H7 C3H7-C6H4-C3H7
Propileno Isopropilbenceno diisopropil benceno (DIPB)
Reactor
6.463
Kmol propilenoh
∗1Kmol isopropilbenceno
1Kmol propileno=6.463
Kmol isopropilbencneoh
6.463
Kmol propilenoh
∗1Kmol DIPB
1 Kmol propileno=6.463
Kmol DIPBh
8. Balance en el Intercambiador
Balance para el benceno: mb9 = mb10
Balance para el propileno:mpr9 = mpr10
Balance para el propano:
Intercambiador
mb 8=312.9Kmol benceno
hmb 9=209.64
Kmol bencenoh
mpr 8=112.19Kmol propileno
hmpr 9=2.47
Kmol propilenoh
mp 8=11.56Kmol propano
hmp 9=11.56
Kmol propanoh
mIPB 9=96.79Kmol IPB
h
mDIPB9=6.463Kmol DIPB
h
m 8=436.62Kmolh
m 9=326.923Kmolh
mp9 = mp10
Balance para el isopropilbenceno (IPB):MIPB9 = mIPB10
Balance para el diisopropil benceno (DIPB):MDIPB9 = mDIPB10
9. Balance en el separador flash
mb 9=209.64Kmol benceno
hmb 10=209.64
Kmol bencenoh
mpr 9=2.47Kmol propileno
hmpr10=2.47
Kmol propilenoh
mp 9=11.56Kmol propano
hmp 10=11.56
Kmol propanoh
mIPB 9=96.79Kmol propano
hmIPB 10=96.79
Kmol IPBh
mDIPB9=6.463Kmol propano
hmDIPB10=6.463
Kmol DIPBh
m 9=326.923Kmolh
m 10=326.923Kmolh
Balance para el benceno: mb10 = mb11+mb12
Balance para el propileno:mpr10 = mpr11+ mpr12
Balance para el propano:mp10 = mp11+ mp12
Balance para el isopropilbenceno (IPB):MIPB10 = mIPB11+ mIPB12
Balance para el diisopropil benceno (DIPB):MDIPB10 = mDIPB11 + mDIPB12
Se condensa el 96% de benceno
209.64
Kmol bencenoh
∗96 Kmol benceno
100Kmol benceno=201.25
Kmol bencenoh
Se condensa el 99% de IPB y DPIB
96.794
Kmol IPBh
∗99 Kmol IPB
100 Kmol benceno=95.826
Kmol IPBh
6.463
Kmol DIPBh
∗99 KmolDIPB
100 Kmol benceno=6.398
KmolDIPBh
separador flash
Se condensa el 50% de propileno y propano
2.47
Kmol PROPILENOh
∗50 Kmol PROPILENO
100 Kmol PROPILENO=1.235
KmolPROPILENOh
11.56
Kmol propanoh
∗50 Kmol propano
100 Kmol propano=5.78
Kmol propanoh
mb 10=209.64Kmol benceno
hmb 11=8.3856
Kmol bencenoh
mb 12=201.25Kmol benceno
h
mpr10=2.47Kmol propileno
hmpr10=1.235
Kmol propilenoh
mpr12=1.235Kmol propileno
h
mp 10=11.56Kmol propano
hmp 10=5.78
Kmol propanoh
mp 12=5.78Kmol propano
h
mIPB 10=96.79Kmol IPB
hmIPB 11=0.9679
Kmol IPBh
mIPB 12=95.826Kmol IPB
h
mDIPB10=6.463Kmol DIPB
hmDIPB11=0.065
KmolDIPBh
mDIPB12=6.398Kmol DIPB
h
m 10=326.923Kmolh
m 10=16.4335Kmolh
m 12=310.489Kmolh
10.Balance en el destilador
Balance para el benceno: mb12 = mb13+mb14
Balance para el propileno:mpr12 = mpr13+ mpr14
Balance para el propano:mp12 = mp13+ mp14
Balance para el isopropilbenceno (IPB):MIPB12 = mIPB13+ mIPB14
Balance para el diisopropil benceno (DIPB):MDIPB12 = mDIPB13 + mDIPB14
Se vaporiza el 100% de benceno
201.25
Kmol bencenoh
∗100Kmol benceno
100 Kmol benceno=201.25
Kmol bencenoh
Se condensa el 100% de IPB y DPIB
95.826
Kmol IPBh
∗100 Kmol IPB
100 Kmol benceno=95.826
Kmol IPBh
6.398
Kmol DIPBh
∗100 KmolDIPB
100 Kmol benceno=6.398
KmolDIPBh
Destilador
Se vaporiza el 100% de propileno y propano
1.235
Kmol PROPILENOh
∗1.235 KmolPROPILENO
100 Kmol PROPILENO=1.235
Kmol PROPILENOh
5.78
Kmol propanoh
∗100 Kmol propano
100 Kmol propano=5.78
Kmol propanoh
mb 12=201.25Kmol benceno
hmb 13=201.25
Kmol bencenoh
mb 14=0Kmol benceno
h
mpr12=1.235Kmol propileno
hmpr13=1.235
Kmol propilenoh
mpr14=0Kmol propileno
h
mp 12=5.78Kmol propano
hmp 13=5.78
Kmol propanoh
mp 14=0Kmol propano
h
mIPB 12=95.826Kmol IPB
hmIPB 13=0
Kmol IPBh
mIPB 14=95.826Kmol IPB
h
mDIPB12=6.398Kmol DIPB
hmDIPB13=0
Kmol DIPBh
mDIPB14=6.398KmolDIPB
h
m 12=310.489Kmolh
m 13=208.265Kmolh
m 14=102.224Kmolh
11.Balance en la bomba
Balance para el isopropilbenceno (IPB):MIPB14= mIPB15
Balance para el diisopropil benceno (DIPB):MDIPB14 = mDIPB15
12.Balance en el destilador
Balance para el isopropilbenceno (IPB):MIPB15 = mIPB16+ mIPB17
Balance para el diisopropil benceno (DIPB):MDIPB15 = mDIPB16 + mDIPB17
Bomba
Destilador
mIPB 14=95.826Kmol IPB
hmIPB 15=95.826
Kmol IPBh
mDIPB14=6.398KmolDIPB
hmDIPB15=6.398
Kmol DIPBh
m 14=102.224Kmolh
m 15=102.224Kmolh
Se vaporiza el 98 % de IPB
95.826
Kmol IPBh
∗98Kmol IPB
100 Kmol benceno=93.91
Kmol IPBh
Se vaporiza el 98 % de DIPB
6.398
Kmol DIPBh
∗98 KmolDIPB
100 Kmol benceno=6.27
Kmol DIPBh
mIPB 15=95.826Kmol IPB
hmIPB 16=93.91
Kmol IPBh
mIPB 17=1.916Kmol IPB
h
mDIPB15=6.398Kmol DIPB
hmDIPB16=0.128
Kmol DIPBh
mDIPB17=6.27KmolDIPB
h
m 15=102.224Kmolh
m 16=94.038Kmolh
m 17=8.186Kmolh
BALANCE DE MASA PARA EL HORNO
Calor requerido para calentar el flujo
QL=m∗Cp∗ΔT
Horno
QL=m∗Cp∗(T v−T e)
QL=29655.23kgh
∗0.5325Kcal
kg−º C∗(350−80 )º C
QL=4263680.7kcalh
Cantidad de combustible requerido
mComb=QTotal
Q(Poder calorí ficode combusti ón)
mComb=4263680.7
10150.7
kcalh
kcalkg
mComb=420.04kgh
El rendimiento del proceso es del 93 %, entonces la masa de combustible por hora requerido para este rendimiento es de:
mcomb=mComb
R
mTcomb=420.04
0.93kgh
mT . Comb=451.65kgh
Balance de masa
Para la cantidad de combustible, calcular la cantidad de aire
Las reacciones básicas que se dan:
C + O2 CO2
4H + O2 2H2O
S + O2 SO2
Composición del aceite a la entrada
451.65
KgCombh
∗87 KgC
100KgComb=392.94
KgCh
451.65
KgCombh
∗9.9 KgH
100KgComb=44.71
KgHh
451.65
KgCombh
∗0.7 KgS
100 KgComb=3.16
KgSh
Requerimiento de oxigeno
Combustible residual# 6
Porcentaje (%)
C 87
H 9.9
O 1.7
N 0.6
S 0.7
Ceniza 0.1
451.65
KgCombh
∗87 KgC
100 KgComb∗1 KmolC
12KgC∗1 KmolO2
1KmolC∗32 KgO2
1 KmolO2
=1047.84KgO2
h
451.65
KgCombh
∗9.9Kg H
100 KgComb∗1 Kmol H
1Kg H∗1KmolO2
4 Kmol H∗32 KgO2
1KmolO2
=357.71KgO2
h
451.65
KgCombh
∗0.7 KgS
100 KgComb∗1 Kmol S
32 KgS∗1 KmolO2
1Kmol S∗32 KgO 2
1 KmolO2
=3.16KgO 2
h
mT ,O2=(1047.84+357.71+3.16 )
KgO2
h
mT ,O2=1408.71
KgO2
h
Requerimiento de aire
1408.71
KgO2
h∗1 KmolO2
32KgO2
∗4.76 Kmol Aire
1 KmolO2
∗29 KgO2
1Kmol Aire
mAire=6076.82Kg Aire
h
Considerando un exceso del 10 % de aire
mAire=6076.82Kg Aire
h∗0.1=607.68
Kg Aireh
mAire=6076.82+607.68=6684.50Kg Aire
h
mO2=1549.58
KgO2
h
mN 2=5134.92
Kg N2
h
Cantidad de H2O en el aire
H2O en el aire 90 %HRT=20 °C }0.013
Kg AguaKgaireseco
6684.50Kg Aire
h∗0.013
Kg AguaKgaire seco
=86.90Kg H 2O
h
Gases de Combustión
451.65
KgCombh
∗87 KgC
100 KgComb∗1 KmolC
12KgC∗1 KmolCO 2
1 KmolC∗44 KgCO2
1KmolCO2
=1440.78KgCO2
h
451.65
KgCombh
∗9.9Kg H
100 KgComb∗1 Kmol H
1Kg H∗2Kmol H 2O
4 Kmol H∗32Kg H 2O
1Kmol H 2O=715.42
KgH 2O
h
451.65
KgCombh
∗0.7 KgS
100 KgComb∗1 Kmol S
32 KgS∗1 Kmol SO2
1 Kmol S∗64 Kg SO2
1Kmol SO2
=6.32KgSO2
h
Cantidad de oxigeno y nitrógeno en el combustible (Molecular)
451.65
KgCombh
∗0.6 KgN
100 KgComb∗1 Kmol N
14 Kg N∗1 KmolN2
2 KmolN∗28 Kg N2
1Kmol N2
=2.71Kg N2
h
451.65
KgCombh
∗1.7 KgO
100 KgComb∗1 KmolO
16 KgO∗1KmolO2
2 KmolO∗32KgO2
1KmolO2
=7.678KgO2
h
8.3 BALANCE DE ENERGIA
1. Balance de Energia Mezclador
Balance de energía para la temperatura T3:
Mezclador
T1*m1 + T13*m13 = T3*m3
2. Balance en la bomba
3. Balance en la bomba
Bomba
Bomba
T 1=25˚ C T 13=115 ˚ C T 3=83 ˚ C
P1=1 ¿ P13=1.75 ¿ P3=31.25 ¿
m 1=111.0Kmolh
m 13=209.1Kmolh
m 3=320.1Kmolh
T 3=83 ˚ C T 5=83 ˚C
P3=31.25 ¿ P5=31.25 ¿
m 3=320.1Kmolh
m 5=320.1Kmolh
4. Balance en el mezclador
5. Balance en el Intercambiador
Mezclador
Intercambiador
T 2=25 ˚C T 4=25 ˚C
P2=1 ¿ P4=31.25 ¿
m 2=116.55Kmolh
m 4=116.55Kmolh
T 4=25 ˚C T 5=25 ˚C T 6=25 ˚ C
P4=31.25 ¿ P5=31.25 ¿ P6=31.25 ¿
m 4=116.55Kmolh
m 5=320.1Kmolh
m 6=436.62Kmolh
Para la Corriente 7
λvbenceno = 93 Kcal/KgTebbenceno = 80 ˚C
mb7= 312.9 Kmol/h
Yb = 0.72
PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp
PMp = 78*0.72 + 42*0.26 + 42*0.02
PMp = 67.92
λvpropileno = 220 Kcal/KgTebpropileno = -48 ˚C
mpr7= 112.19 Kmol/h
Ypr = 0.26
λvpropano = 105 Kcal/KgTebpropano = -42 ˚C
mp7= 11.56 Kmol/h
Yp = 0.02
312.9
Kmol bencenoh
∗78Kgbenceno
1 Kmol benceno=24406.2
Kgbencenoh
112.19
Kmol propilenoh
∗42 Kg propileno
1 Kmol propileno=4711.98
Kg propilenoh
11.56
Kmol propanoh
∗42 Kg propano
1Kmol propano=485.52
Kg propanoh
Calculo de los calores de vaporización:
∆Hv = m∗¿λv
∆Hv benceno = 93KcalKg
∗24406.2Kgbenceno
h
T 6=25 ˚ C T 7=80 ˚ C
P6=31.25 ¿ P7=31.25 ¿
m 6=436.62Kmolh
m 7=436.62Kmolh
∆Hv benceno = 2269776.6 Kcalh
∆Hv propileno = 220KcalKg
∗4711.98Kg propileno
h
∆Hv propileno = 1036635.6 Kcalh
∆Hv propano = 105KcalKg
∗485.52Kg propano
h
∆Hv propano = 50979.6 Kcalh
∆Hv = ∆Hv benceno + ∆Hv propileno + ∆Hv propano
∆Hv = 2269776.6 Kcalh
+1036635.6 Kcalh
+ 50979.6 Kcalh
∆Hv = 3.36 * 106 Kcalh
6. Balance en el calentador
Calentador
T 7=80 ˚ C T 8=350 ˚ C
P7=31.25 ¿ P8=31.25 ¿
m 7=436.62Kmolh
m 8=436.62Kmolh
PMp = 67.92
∆Hv = m∗¿Cp*∆T
m=436.62
Kmolh
∗67.92Kg
1Kmol=29655.23
Kgh
∆ Hv=29655.23Kgh
∗0.5325Kcal
Kg−˚C∗(350−80)˚C
∆ Hv=4263680.7Kcalh
7. Balance en el reactor
Reaccion # 1
Conversión del propileno: 97.8 %Conversión del benceno: 33%
Reactor
Conversión global: 93%
Reacción secundaria:
C3H6 + C6H5-C3H7 C3H7-C6H4-C3H7
Propileno isopropilbenceno diisopropil benceno (DIPB)
Para la corriente 9
mb 9=209.64Kmol benceno
hYb = 0.64 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp +
PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB
PMp = 78*0.64 + 42*0.0076 + 42*0.0035 + 120*0.296 + 162*0.0198
PMp = 90.44
mpr 9=2.47Kmol propileno
hYpr = 0.0076
mp 9=11.56Kmol propano
hYp = 0.0035
mIPB 9=96.79Kmol IPB
hYIPB = 0.296
mDIPB9=6.463Kmol DIPB
hYDIPB = 0.0198
∆Hv = m∗¿Cp*∆T
m=326.93
Kmolh
∗90.44 Kg
1 Kmol=29567.54
Kgh
∆ Hv=29567.54Kgh
∗0.512Kcal
Kg−˚ C∗(350−120)˚C
∆ Hv=3481751.40Kcalh
8. Balance en el intercambiador
T 8=350 ˚ C T 9=120 ˚ C
P8=31.25 ¿ P9=1.75 ¿
m 8=436.62Kmolh
m 9=326.923Kmolh
∆Hv = m∗¿Cp*∆T
m=326.923
Kmolh
∗90.44 Kg
1 Kmol=29567.54
Kgh
∆ Hv=29567.54Kgh
∗0.498Kcal
Kg−˚ C∗(120−70)˚ C
∆ Hv=736231.98Kcalh
9. Balance en el separador flash
Intercambiador
separador flash
T 9=120 ˚ C T 10=70 ˚C
P9=1.75 ¿ P10=1.75 ¿
m 9=326.923Kmolh
m 10=326.923Kmolh
T 10=70 ˚C T 10=60 ˚C T 12=40 ˚ C
P10=1.75 ¿ P10=1.75 ¿ P12=1.75 ¿
m 10=326.923Kmolh
m 11=16.43Kmolh
m 12=310.49Kmolh
Para la corriente 10
mb 10=209.64Kmol benceno
hYb = 0.64 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp +
PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB
PMp = 78*0.64 + 42*0.0076 + 42*0.0035 + 120*0.296 + 162*0.0198
PMp = 90.44
mpr10=2.47Kmol propileno
hYpr = 0.0076
mp 10=11.56Kmol propano
hYp = 0.0035
mIPB 10=96.79Kmol IPB
hYIPB = 0.296
mDIPB10=6.463Kmol DIPB
hYDIPB = 0.0198
∆Hv = m∗¿Cp*∆T
m=326.93
Kmolh
∗90.44 Kg
1 Kmol=29567.54
Kgh
∆ Hv=29567.54Kgh
∗0.512Kcal
Kg−˚ C∗(350−120)˚C
∆ Hv=3481751.40Kcalh
Para la corriente 11
mb 11=8.3856Kmol benceno
hYb = 0.51 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp +
PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB
PMp = 78*0.51 + 42*0.075 + 42*0.35 + 120*0.059 + 162*0.0039
PMp = 65.34
mpr10=1.235Kmol propileno
hYpr = 0.075
mp 10=5.78Kmol propano
hYp = 0.35
mIPB 11=0.967 9Kmol IPB
hYIPB = 0.059
mDIPB11=0.065KmolDIPB
hYDIPB = 0.0039
∆Hv = m∗¿Cp*∆T
m=16.43
Kmolh
∗65.34 Kg
1Kmol=1073.53
Kgh
∆ Hv=1073.53Kgh
∗0.67Kcal
Kg−˚C∗(60−70)˚C
∆ Hv=−3481751.40Kcalh
Para la corriente 12
mb 12=201.25Kmol benceno
hYb = 0.65 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp +
PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB
PMp = 78*0.65 + 42*0.0040 + 42*0.0186 + 120*0.31 + 162*0.021
PMp = 92.25
mpr12=1.235Kmol propileno
hYpr = 0.0040
mp 12=5.78Kmol propano
hYp = 0.0186
mIPB 12=95 .826Kmol IPB
hYIPB = 0.31
mDIPB12=6.398Kmol DIPB
hYDIPB = 0.021
∆Hv = m∗¿Cp*∆T
m=310.489
Kmolh
∗92.25Kg
1Kmol=28642.61
Kgh
∆ Hv=28642.61Kgh
∗0.50Kcal
Kg−˚ C∗(40−70)˚ C
∆ Hv=−429639.15Kcalh
10.Balance en el destilador
T 12=40 ˚ C T 13=115 ˚ C T 14=90 ˚ C
P12=1.75 ¿ P13=1.75 ¿ P14=1.75 ¿
m 12=310.49Kmolh
m 13=208.265Kmolh
m 14=102.224Kmolh
Para la corriente 13
mb 13=201.25Kmol benceno
hYb = 0.96 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp +
PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB
PMp = 78*0.96+ 42*0.0059 + 42*0.0277 + 120*0.0 + 162*0.0
mpr13=1.235Kmol propileno
hYpr = 0.0059
Destilador
PMp = 76.29
mp 13=5.78Kmol propano
hYp = 0.0277
mIPB 13=0Kmol IPB
hYIPB = 0.0
mDIPB13=0Kmol DIPB
hYDIPB = 0.0
m 13=208.265Kmolh
∆Hv = m∗¿Cp*∆T
m=208.265
Kmolh
∗76.29Kg
1Kmol=15888.53
Kgh
∆ Hv=15888.53Kgh
∗0.489Kcal
Kg−˚ C∗(115−40)˚ C
∆ Hv=582712.089Kcalh
Para la corriente 14
mb 14=0Kmol benceno
hYb = 0.0 PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp +
PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB
PMp = 78*0.0 + 42*0.0 + 42*0.0 + 120*0.937 + 162*0.063
PMp = 122.646
mpr14=0Kmol propileno
hYpr = 0.0
mp 14=0Kmol propano
hYp = 0.00
mIPB 14=95.826Kmol IPB
hYIPB = 0.937
mDIPB14=6.398KmolDIPB
hYDIPB = 0.063
m 14=102.224Kmolh
∆Hv = m∗¿Cp*∆T
m=102.224
Kmolh
∗122.646 Kg
1 Kmol=12537.37
Kgh
∆ Hv=12537.37Kgh
∗0.564Kcal
Kg−˚ C∗(90−40)˚C
∆ Hv=353553.83Kcalh
11.Balance en la bomba
12.Balance en el destilador
Bomba
Destilador
T 14=90 ˚ C T 15=90 ˚ C
P14=1.75 ¿ P15=1.75 ¿
m 14=102.224Kmolh
m 15=102.224Kmolh
T 15=90 ˚ C T 16=170 ˚C T 17=148 ˚C
P15=1.75 ¿ P16=1.75 ¿ P17=1.75 ¿
m 15=102.224Kmolh
m 16=94.038Kmolh
m 17=8.186Kmolh
Para la corriente 16
mIPB 16=93.91Kmol IPB
hYIPB = 0.998
PMp = PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB
PMp = 120*0.998 + 162*0.0014
PMp = 119.98mDIPB16=0.128Kmol DIPB
hYDIPB = 0.0014
m 16=94.038Kmolh
∆Hv = m∗¿Cp*∆T
m=94.038
Kmolh
∗119.98Kg
1Kmol=11283.32
Kgh
∆ Hv=11283.32Kgh
∗0.583Kcal
Kg−˚C∗(170−90)˚ C
∆ Hv=526254.045Kcalh
Para la corriente 17
mIPB 17=1.916Kmol IPB
hYIPB = 0.234
PMp = PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB
PMp = 120*0.234+ 162*0.766
PMp = 152.172mDIPB17=6.27KmolDIPB
hYDIPB = 0.766
Kmolh
m 17=8.186Kmolh
∆Hv = m∗¿Cp*∆T
m=8.186
Kmolh
∗152.17 Kg
1 Kmol=1245.66
Kgh
∆ Hv=1245.66Kgh
∗0.595Kcal
Kg−˚C∗(148−90)˚ C
∆ Hv=3481751.40Kcalh
9.- DISENO DE EQUIPOS:
1. Diseño del Vessel (A-111)
Datos:
Fm= 320.1
Peso molecular promedio
PM = 78*0.9775 +42*3.72x10^-3 + 42*1.8775x10^-2
PM = 77.1898 kg/kmol
G=320.1
Kmolh
∗77.18 Kg
1Kmol=24708.45
Kgh
Volumen de la mezcla
ρ¿0.879KgL
V=24708.45
Kgh
∗1L
0.879Kg∗1m 3
1000L=28.109
m3h
Por razones de seguridad el volumen de Vessel tendrá una capacidad para
almacenar el doble del volumen de la mezcla.
V= 56.218 m3
V= ח*r2*h
r2*h = 17.89
La altura del vessel es seis veces el radio del recipiente
h= 6r
17.89 =6*r3
r= 1.439 m
D = 2.8785 m
h = 8.634 m
2. Bomba (L-113)
Datos
G = 24708.45 Kg/h
Se asume un diámetro de tubería de 21/2 IPS similar al del ánulo del intercambiador:
De=2.88 plg=0.0732 [m ]Di=2.469 plg=0.0627 [m ]
-
Los valores respectivos para la fricción de succión y descarga asumidos son los siguientes:
h fa=0.05[ Kgf
cm2 ]h fb=0.55[ Kgf
cm2 ]Asumimos que el tanque de succión se encuentra a presión atmosférica y que la descarga está sujeta a una presión manométrica:
P1=24.3 [ Kgf
cm2 ]P2=31.5 [ Kgf
cm2 ] Cálculo del Flujo Volumétrico.
Q=mρ
m=24708.45 [ KgH 2Oh ]
ρm=879[ Kg
m3 ]Q=2.8109[m3
h ] Cálculo de la Carga Desarrollada por la Bomba.
Pb−Pa
ρ+ ggC
(Zb−Za )+ 12 gC
(αb v b2−α a va
2 )+h f=ηW p=∆ H
Donde: va=vb=0 ;Z a=Zb=0 ;α b=1
Pb−Pa
ρ=91.01 [ Kgf−m
Kg ]h f=
h fa+h fb
ρ=6.8259[ Kgf−m
Kg ]∆ H=97.84 [ Kgf−m
Kg ]
Cálculo de la Potencia de la Bomba.
P=m∗∆ Hη
Asumiendo una eficiencia del 85%: η=0.85
P=790.03 [ Kgf−ms ]
P=10.40≅ 11 [HP ]
Cálculo de la Carga Neta de Succión.
NPSH=Pa−Pv
ρ− g
gC
Z a−hfa
ρ
La presión de benceno: Pv=0.1251[ Kgf
cm2 ]Pa−Pv
ρ=9.95 [ Kgf−m
Kg ]ggC
Z a=0.75[ Kgf−mKg ]
hfa
ρ=0.5688[ Kgf−m
Kg ]NPSH=8.6312[ Kgf−m
Kg ]3. Bomba (L-112)
Datos
G’ = 4895.1 Kg/h
Se asume un diámetro de tubería de 21/2 IPS similar al del ánulo del intercambiador:
De=2.88 plg=0.0732 [m ]Di=2.469 plg=0.0627 [m ]
Los valores respectivos para la fricción de succión y descarga asumidos son los siguientes:
h fa=0.05[ Kgf
cm2 ]h fb=0.55[ Kgf
cm2 ]Asumimos que el tanque de succión se encuentra a presión atmosférica y que la descarga está sujeta a una presión manométrica:
P1=23.5 [ Kgf
cm2 ]P2=31.5 [ Kgf
cm2 ] Cálculo del Flujo Volumétrico.
Q=mρ
m=4895.1[ KgH 2Oh ]
ρm=804 [ Kg
m3 ]Q=6.088[m3
h ] Cálculo de la Carga Desarrollada por la Bomba.
Pb−Pa
ρ+ ggC
(Zb−Za )+ 12 gC
(αb v b2−α a va
2 )+h f=ηW p=∆ H
Donde: va=vb=0 ;Z a=Zb=0 ;α b=1
Pb−Pa
ρ=99.50 [ Kgf−m
Kg ]h f=
h fa+h fb
ρ=6.8259[ Kgf−m
Kg ]∆ H=106.33[ Kgf−m
Kg ] Cálculo de la Potencia de la Bomba.
P=m∗∆ Hη
Asumiendo una eficiencia del 65%: η=0.65
P=222.44 [ Kgf−ms ]
P=2.92≅ [HP ]
Cálculo de la Carga Neta de Succión.
NPSH=Pa−Pv
ρ− g
gC
Z a−hfa
ρ
La presión de propileno: Pv=0.1432[ Kgf
cm2 ]Pa−Pv
ρ=10.65 [ Kgf−m
Kg ]ggC
Z a=0.70[ Kgf−mKg ]
hfa
ρ=0.6219[ Kgf−m
Kg ]NPSH=9.3281[ Kgf −m
Kg ]4. MEZCLADOR (M-114)
m = 436.62 kmol/h
PM promedio = 78*0.7166 + 42*0.2570+0.42*0.02648
PM promedio = 67.80kg/mol
m = 436.62 kmol/h * 67.80kg/1kmol =29603.26 kg/h
m = 8.223 kg/s𝛒 = 0.837 kg/L
V=8.223
Kgs
∗1m3
837 Kg∗3600 s
1h=35.36
m 3h
Para un volumen de 7.5 m las dimensiones serán:
V =ח r2 h h = 6r
r2 h = ח/7.5
r2*h = ח /7.5
r2 * 6r = ח /7.5
r = 7.5/ 6 *ח
r = 0.736 m
h = 4.42 m
5. Intercambiador de calor (E-115)
Requerimos enfriar la mezcla proveniente del horno de pirolisis, para tal efecto necesitamos diseñar un intercambiador basado en las condiciones de operación que tenemos:
Para la terminal fría:
T (C) μ(cp) Vapor de
Agua35 0,9045
Mezcla 25 0,023
cp<1 ; trabajamos con las temperaturas promedios.
tm=60+25
2=42.5˚ C
T m=100+35
2=67.5 ˚ C
Propiedades del vapor de agua y la mezcla a las correspondientes temperaturas promedio:
T (C) μ(Kg/m-s) Cp (Kcal/Kg- K (Kcal/h-
3
˚C) m-˚C)Vapor de
Agua67.5 2.6 1 0.567
Mezcla 42.5 2.98 0.5250 0.468
Cálculo del Flujo Másico de Agua Requerido.
Wm=436.65
Kmolh
∗67.8Kg
1Kmol=29603.26
KgMezclah
Wm=29603.26KgMezcla
hWmCpm (T 1−T2 )=W aCpa(t 2−t 1)
W a=8368.61[ Kgh ]
Cálculo de la Media Logarítmica de la Temperatura.
MLDT=(T1−t 2 )−(T2−t 1 )
ln(T1−t 2 )(T2−t 1 )
MLDT=21.64 [ ˚ C ]
Cálculo de Calor requerido.
Q=W mCpm (T 1−T 2 )=W aCpa( t2−t 1)
Q=543959.90 [ Kcalh ]
Cálculo del Coeficiente de Transferencia de Calor para la Tubería (hio).
Para el diseño se ha considerado una tubería de 11/4 IPS.
de=1.66 plg=0.0422 [m ]d i=1.38 plg=0.035 [m ]
hid i
k=0.027( DG
μ )0.8
(Cμk )
1/3
A f=π d i
2
4=0.000962 [m2 ]
G=Wm
A f
=3.08∗107 [ Kgh−m2 ]
Número de Reynolds:
ℜ=( d iG
μ )=361381.03
ℜ0.8=27949.39
Número de Prandt:
Pr=(Cpμk )=3.343
Pr1/3=1.495
hid i
k=0.027( DG
μ )0.8
(Cμk )
1/3
hi=15087.73[ Kcal
h−m2−˚ C ]hio=hi
d i
de
hio=15513.52 [ Kcal
h−m2−˚C ] Cálculo del Coeficiente de Transferencia de Calor para el Ánulo (ho).
Para el diseño se ha considerado 2 IPS.
De=2.38 plg=0.0525 [m ]Di=2.067 plg=0.0605 [m ]
hiD i
k=0.027( DG
μ )0.8
(Cμk )
1/3
A f=π (Di
2−de2 )
4=0.000766 [m2 ]
G=W a
A f
=1.09∗107[ Kgh−m2 ]
Diámetro Equivalente para el Ánulo.
De=Di
2−de2
de
De=0.0231 [m ]
Número de Reynolds:
( DeG
μ )=96900.92=ℜ
ℜ0.8=9751.30 Número de Prandt:
(Cμk )=4.586=Pr
Pr1/3=1.66
hiD i
k=0.027( DG
μ )0.8
(Cμk )
1/3
ho=10736.45[ Kcal
h−m2−˚ C ] Cálculo del Coeficiente de Transferencia Limpio (UL).
U L=hio∗ho
h io+ho
U L=5936.15[ Kcal
h−m2−˚ C ] Cálculo del Coeficiente de Transferencia de Diseño (UD).
1UD
=RD+1U L
Para el diseño se ha considerado un factor de obstrucción de 0.001 para ambos lados de la tubería.
RD=0.002
U D=461.16 [ Kcal
h−m2−˚C ] Cálculo de Área de Tubería.
Q=U D AT ∆T
AT=54.51 [m2 ]
Cálculo de la Longitud de la Tubería.
LT=AT
a ´
Para la tubería de 11/4:
a ´=0.435 [m2
m ]Se dispone de cierto número de horquillas de 12.19 pies de longitud:
Lhorquilla=6.1 [m ]LT=125.31 [m ]
Cálculo del Número de Horquillas.
La longitud de la horquilla (Lhorquilla) será la longitud por dos:
Lhorquilla=6.1∗2=12.19[ mhorquilla ]
ºN horquillas=10.3≅ 10horquilla s
6. Horno (Q-110)
Para el diseño del horno usaremos el método de Lobo-Evans
Eficiencia del horno
Para fines de cálculo consideraremos un 2% de perdidas por la pared
Donde:
Tstack = temperatura de entrada a chimenea ºF
Eff = Eficiencia del horno Ex air = porcentaje de exceso de aire a los quemadores.
Para:Tstack = 300 [˚F]
Ex air = 10%
Reemplazando en la formula tenemos:
Eff = 0.93Eff = 93%
Calor requerido para calentar el flujo
∆Hv = m∗¿Cp*∆T
m=436.62
Kmolh
∗67.92Kg
1Kmol=29655.23
Kgh
∆ Hv=29655.23Kgh
∗0.5325Kcal
Kg−˚C∗(350−80)˚C
∆ Hv=4263680.7Kcalh
∆ Hv=16919652.46Btuh
Cantidad de combustible
mComb=QTotal
Q(Poder caloríficode combustión)
mComb=4263680.7
10150.7
kcalh
kcalkg
mComb=420.04kgh
El rendimiento del proceso es del 93 %, entonces la masa de combustible por hora requerido para este rendimiento es de:
mcomb=mComb
R
mTcomb=420.04
0.93kgh
mT . Comb=451.65kgh
mT . Comb=994.84lbh
Calculo del calor recibido
q=(F∗σ∗α∗Acp∗(T g4−T s4 )+hc∗2∗α∗Acp∗(T g1−T s1 ))
Para:
hc=2A= 2*α*AcpF=0.57σ=1
q=(0.57∗α∗Acp∗(T g4−T s4 )+4∗α∗Acp∗(T g1−T s1 ))
Suponemos Ts= 400 [˚F] y Tg= 793 [˚F]
qα∗Acp
=2.2∗1010 Btu
h−pie2
Calculo de la superficie
S= QQm
S=1.69∗108
75000
S=2253 pi e2
Calculo del numero de tubos
Nt= SStubo
Se usaran tubos de:
Do= 0.42 piesL= 15 pies
Nt= 2253Do∗L∗ח
Nt=113.83
Nt=114 tubos Calculo del Acp
Acp=Nt∗L∗Pt
Donde:Pt= 0.875 pies
Acp=1496.25 pie2
Para α=0.937
qα∗Acp
=2.2∗1010 Btu
h−pie2
q=3.084∗1013 Btuh
Calculo de la superficie refractaria
α∗Acp=1402 pi e2
Calculo del área exterior de tubos
A=2∗α∗Acp
A=2804 pie2
7. Reactor (D-120)
Se usara un reactor de lecho empacado
Donde:Las unidades de la energía de activación son kcal/mol, Las unidades de la concentración son mol/L temperatura esta en K Las unidades de la temperatura son en Kelvin.
DATOS
Cpp=20cal
mol−℃
Cpb=25cal
mol−℃
Cpc=45cal
mol−℃
∆ H=−23400calmol
¿=350 ˚C
Po=31.25atm
α=0.003 g−1
Tabla estequiometrica
Propileno (A) Nao -Nao*Xa Nao*(1-Xa)Benceno (B) Nbo -Nao*Xa Nao*(θb-Xa)Cumeno (C) 0 Nao*Xa Nao*Xa
Las concentraciones están dadas por:
Ca=
Cao∗(1−Xa)(1+EXa)
∗¿
T∗Y
Cb=
Cao∗(θb−Xa)(1+EXa)
∗¿
T∗Y
Cc=
Cao∗(Xa)(1+EXa)
∗¿
T∗Y
Calculo de la fracción
Nto=436.62Kmolh
ϒao=112.19436.62
=0.26
ξ=−1
E=ξ∗ϒao=−0.26
Cao=ϒao∗PoRTo
=0.186mol / l
Nao=ϒao∗Nto=31.53mol /s
Nbo=(1−ϒao)∗Nto=313.06 mol/h
θb=NboNao
=2.76
Balance de masa
dNadm
=r '
NaodXadm
=−ra '
Donde:
−r a'=k '∗Ca∗Cb
NaodXadm
=k '∗Ca∗Cb
Balance de energía
(Na∗Cpa+Nb∗Cpb+Nc∗Cpc ) dTdm
=r '∗(−∆rH )
(Nao∗(1−Xa)∗Cpa+Nao∗(θb−Xa)∗Cpb+Nao∗(Xa)∗Cpc ) dTdm
=r '∗(−∆rH )
(Nao∗Xa(Cpc−Cpa−Cpb)+Nao∗(θb∗Cpb+Cpa)) dTdm
=r '∗(−∆rH )
(Nao∗(θb∗Cpb+Cpa)) dTdm
=r '∗(−∆rH )
dTdm
=r '∗(−∆rH )
(Nao∗(θb∗Cpb+Cpa))
dTdm
=k '∗Ca∗Cb∗(−∆rH )
(Nao∗(θb∗Cpb+Cpa))
Caída de presión
dYdm
=
−α2
∗T
¿ ∗1
Y∗(1+EXa)
Resolviendo las tres ecuaciones diferenciales en Polymath, tenemos una tabla que nos indica la cantidad de masa de catalizador, la conversión, temperatura y caída de presión, esta tabla se detalla a continuación:
m [g] Xa T [K] Y0 0 623 1
250 0.0084 645.76 0.98500 0.0201 665.90 0.95750 0.0383 685.82 0.921000 0.0780 698.56 0.891250 0.0980 714.98 0.84
1500 0.2134 729.15 0.791750 0.3987 703.21 0.762000 0.4254 675.89 0.732250 0.4898 645.98 0.692500 0.5202 623.65 0.652750 0.5465 598.97 0.593000 0.5934 575.32 0.533250 0.6138 554.80 0.483500 0.6945 530.50 0.423750 0.7866 520.48 0.364000 0.8332 515.33 0.304250 0.8967 493.15 0.244500 0.9423 464.91 0.164750 0.9578 421.46 0.105000 0.9639 398.38 0.053
Según ala tabla la masa de catalizador que se requiere es de 5 Kg para obtener una conversión de 0.9639 para el propileno, esto concuerda con los datos teoricos obtenidos de la bibliografía, que indica que la conversión de propileno para este tipo de reacción es de 0.97.
0 1000 2000 3000 4000 5000 60000
0.2
0.4
0.6
0.8
1
1.2
Conversion en funcion de la masa de catal-izador
Xa
0 1000 2000 3000 4000 5000 60000
100
200
300
400
500
600
700
800
Temperatura en funcion de la masa de catal-izador
T [K]
0 1000 2000 3000 4000 5000 60000
0.2
0.4
0.6
0.8
1
1.2
Caida de presion en funcion de la masa de catalizador
Y
10.- ESTIMACION DE COSTOS DE LOS EQUIPOS:
Cálculos de estimación de la inversión fija utilizando la técnica de bare module cost (CBM)
Cálculos realizados por la técnica de Bare Module Cost (CBM).Las tablas utilizadas son las que se encuentran a continuación y son del libro: “Analysis, Síntesis, and Design of Chemical Processes” del autor Richard Turton en la segunda edición.
a. Costo estimado para el tanque de mezclado (Equipo A-111):
Dimensiones:
Longitud: 4.008 mDiámetro: 1.34 m
Condiciones de operación: T = 25 0C P = 24.3 bar
Volumen = (3.1416xD2xL)/4 = (3.1416x1.42x4.2)/4 = 5.65 m3
De la figura A.7 para Vessel horizontal:
Para: V = 7.65 m3 Cpo/V = 3653 $/m3
Cpo = 3653 $/m3x7.65m3 = $ 27950
Fp =
(P+1)× D2[ 850 -0 . 6 (P +1 ) ]
+0 . 00315
0 . 0063 =
(1+1 )× 1 . 42[ 850 -0 . 6 (1 +1 ) ]
+0 .00315
0 .0063 = 0.76
De la tabla A.3 Numero de identificación = 18
En la figura A.8 FM = 1De la tabla A.4: B1 = 1.49 B2 = 1.52
CBM (2001-USA) = Cpo (B1+B2xFpxFM ) = $ 27950x (1.49+1.52x0.76x1) = $ 73933
CBM (2007-USA) = $ 73933x (1.2002) = $ 88734
CBM (2007-PERU) = $ 88734x (1.37) = $ 121566
b. Costo estimado de la bomba (Equipo L-113):
Centrifugal, 85% efficient, driver rated at 11 Hp
Condiciones de operación: Presión de entrada = 24.3 bar Presión de salida = 31.5 bar
De la figura A.3:
Para: Ws = 11 Hp (8.2 KW) Cpo/Ws = 414 $/KW
Cpo = 414 $/KWx 8.2 KW = $ 3400
De la tabla A.2 C1 = -0.3935 C2 = 0.3957 C3 = -0.00226
LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP)2
LogFp = -0.3935 + 0.3957xLog31.5 - 0.00226x (Log31.5)2
Fp = 1.56
De la tabla A.3 Numero de identificación = 37
En la figura A.8 FM = 1De la tabla A.4: B1 = 1.89 B2 = 1.35
CBM (2001-USA) = Cpo(B1+B2xFpxFM ) = $ 3400x (1.89+1.35x1.56x1) = $ 13586
CBM (2007-PERU) = $ 13586x (1.2002) x (1.37) = $ 22340
c. Costo estimado de la bomba (Equipo L-112):
Centrifugal, 65% efficient, driver rated at 2.24 KW
Condiciones de operación: Presión de entrada = 23.5 bar Presión de salida = 31.5 bar
De la figura A.3:
Para: Ws = 2.24 KW Cpo/Ws = 2150.9 $/KW
Cpo = 2150.9 $/KWx21.9 KW = $ 4818
De la tabla A.2 C1 = -0.3935 C2 = 0.3957 C3 = -0.00226
LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP)2
LogFp = -0.3935 + 0.3957xLog31.25 - 0.00226x (Log31.25)2
Fp = 1.51
De la tabla A.3 Numero de identificación = 37
En la figura A.8 FM = 1De la tabla A.4: B1 = 1.89 B2 = 1.35
CBM (2001-USA) = Cpo(B1+B2xFpxFM ) = $ 4818x (1.89+1.35x1.51x1) = $ 18928
CBM (2007-PERU) = $ 18298x (1.2002) x (1.37) = $ 31123
d. Costo estimado del intercambiador de calor (Equipo E-115):
Feed vaporizer Área = 54.51 m2
Condiciones de operación: Presión de entrada = 31.25 bar Presión de salida = 31.25 bar
De la figura A.5: Intercambiador tubo múltiple.
Para: A = 54.52 m2 Cpo/A = 133.5 $/m2
Cpo = 133.5 $/m2x54.52 m2 = $ 7280
De la tabla A.2 C1 = 0 C2 = 0 C3 = 0
LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP)2
Fp = 1.0
De la tabla A.3 Numero de identificación = 1
En la figura A.8 FM = 1De la tabla A.4: B1 = 1.74 B2 = 1.55
CBM (2001-USA) = Cpo(B1+B2xFpxFM ) = $ 7280x (1.74+1.55x1x1) = $ 23951
CBM (2007-PERU) = $ 23951x (1.2002) x (1.37) = $ 39382
e. Costo estimado para el Calentador (Equipo Q-110):
Q = 1772 KW
Condiciones de operación: Presión de entrada = 31.25 bar Presión de salida = 31.25 bar
De la figura A.4: Stream Boiler.
Para: Q = 1772 KW Cpo/Q = 83 $/KW
Cpo = 83 $/KW x1772 KW = $ 147076
De la tabla A.2 C1 = 2.594072 C2 = -4.23476 C3 = 1.722404
LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP)2
LogFp = 2.594072 - 4.23476xLog31.25 + 1.722404x (Log31.25)2
Fp = 1.30
De la tabla A.3 Numero de identificación = 18
En la figura A.8 FM = 1De la tabla A.4: B1 = 2.25 B2 = 1.82
CBM (2001-USA) = Cpo(B1+B2xFpxFM ) = $ 147076x (2.25+1.82x1.30x1) = $ 678903
CBM (2007-PERU) = $ 678903x (1.2002) x (1.37) = $ 1116303
f. Costo estimado del Reactor catalítico (Equipo D-120):
Volumen = 4.1 m3
Condiciones de operación: Presión de entrada = 31.25 bar
Presión de salida = 1.75 barTomaremos como referencia el dato para el Vessel
De la figura A.7 para Vessel vertical:
Para: V = 6.5 m3 Cpo/V = 4300 $/m3
Cpo = 4300 $/m3x6.5m3 = $ 27950
Fp =
(P+1)× D2[ 850 -0 . 6 (P +1 ) ]
+0 . 00315
0 . 0063 =
(31 .25+1)× 12[ 850 -0 . 6 (31. 25 +1 ) ]
+0 .00315
0 .0063 = 3.58
De la tabla A.3 Numero de identificación = 18
En la figura A.8 FM = 1De la tabla A.4: B1 = 2.25 B2 = 1.82
CBM (2001-USA) = Cpo(B1+B2xFpxFM ) = $ 27950x (2.25+1.82x3.58x1) = $ 245000
CBM (2007-USA) = $ 24500x (1.2002) = $ 294050
CBM (2007-PERU) = $ 294050x (1.37) = $ 402850
g. Costo estimado del intercambiador de calor (Equipo E-131):
Reactor effluent Área = 533 m2
Condiciones de operación: Presión de entrada = 1.75 bar Presión de salida = 1.75 bar
De la figura A.5: Air cooler.
Para: A = 533 m2 Cpo/A = 210 $/m2
Cpo = 210 $/m2x533 m2 = $ 111930
De la tabla A.2 C1 = -0.1250 C2 = 0.15361 C3 = -0.02861
LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP)2
LogFp = -0.1250 + 0.15361xLog31.25 - 0.02861x (Log31.25)2
Fp = 0.04
De la tabla A.3 Numero de identificación = 10
En la figura A.8 FM = 1De la tabla A.4: B1 = 0.96 B2 = 1.21
CBM (2001-USA) = Cpo(B1+B2xFpxFM ) = $ 111930x (0.96+1.21x0.04x1) = $ 112870
CBM (2007-PERU) = $ 112870x (1.2002) x (1.37) = $ 185589
h. Costo estimado para la unidad Flash (Equipo D-130):
Dimensiones:
Longitud: 5.2 m Diámetro: 1 m
Condiciones de operación: Presión de entrada = 1.75 bar
Presión de salida = 1.75 bar
Volumen = (3.1416xD2xL)/4 = (3.1416x12x5.2)/4 = 4.1 m3
De la figura A.7 para Vessel vertical:
Para: V = 4.1 m3 Cpo/V = 7140 $/m3
Cpo = 7140 $/m3x4.1m3 = $ 29274
Fp =
(P+1)× D2[ 850 -0 . 6 (P +1 ) ]
+0 . 00315
0 . 0063 =
(31 .25+1)× 12[ 850 -0 . 6 (31. 25 +1 ) ]
+0 .00315
0 .0063 = 3.58
De la tabla A.3 Numero de identificación = 18
En la figura A.8 FM = 1De la tabla A.4: B1 = 2.25 B2 = 1.82
CBM (2001-USA) = Cpo(B1+B2xFpxFM ) = $ 27274x (2.25+1.82x3.58x1) = $ 256604
CBM (2007-USA) = $ 256604x (1.2002) = $ 307976
CBM (2007-PERU) = $ 307976x (1.37) = $ 421927
i. Costo estimado de la bomba (Equipo E-151):
Centrifugal, 75% efficient, driver rated at 1.0 KW
Condiciones de operación: Presión de entrada = 1.75 bar Presión de salida = 1.9 bar
De la figura A.3:
Para: Ws = 1.0 KW Cpo/Ws = 2500 $/KW
Cpo = 2500 $/KWx1.0 KW = $ 2500
De la tabla A.2 C1 = 0 C2 = 0 C3 = 0
LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP)2
Fp = 1.0
De la tabla A.3 Numero de identificación = 37
En la figura A.8 FM = 1
De la tabla A.4: B1 = 1.89 B2 = 1.35
CBM (2001-USA) = Cpo(B1+B2xFpxFM ) = $ 2500x (1.89+1.35x1x1) = $ 8100
CBM (2007-PERU) = $ 8100x (1.2002) x (1.37) = $ 13320
j. Costo estimado del condensador y reboiler de las columnas de destilación:
Benzene condenser Área = 151 m2
Condiciones de operación: Presión de entrada = 1.75 bar Presión de salida = 1.75 bar
De la figura A.5: Air cooler.
Para: A = 151 m2 Cpo/A = 450 $/m2
Cpo = 450 $/m2x1.51 m2 = $ 67950
De la tabla A.2 C1 = 0 C2 = 0 C3 = 0
LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP)2
Fp = 1.0
De la tabla A.3 Numero de identificación = 10
En la figura A.8 FM = 1De la tabla A.4: B1 = 0.96 B2 = 1.21
CBM (2001-USA) = Cpo(B1+B2xFpxFM ) = $ 67950x (0.96+1.21x1x1) = $ 147452
CBM (2007-PERU) = $ 147452x (1.2002) x (1.37) = $ 242451
De la misma manera para el condensador de la segunda columna y los reboiler.
RESULTADO DE COSTO OBTENIDOS DE LOS EQUIPOS IMPORTADOS
AL PERU PARA LA PRODUCCION DEL CUMENO
TIPO DE EQUIPOS COSTOS $
Tanque de mezclado 121566
Bomba 22340
Bomba 31123
Intercambiador de calor 39382
Calentador 11163,03
Reactor catalítico 402850
Intercambiador de calor 185589
Unidad Flash 421927
Bomba 13320
Condensador y reboiler 242451
Calculo del costo del reactor 36986,48
Columna de destilación 1 26541,2
Columna de destilación 2 181882
COSTO TOTAL EQUIPOS = 304414 $
COSTO TOTAL EQUIPOS = 304.414 miles de $
11.- ANALISIS ECONOMICO-FINANCIERO:
Cuadro Nº1
Capacidad Instalada y Condiciones de Operación
Cuadro Nº2Programa de producción y ventas
Precio del1,2 mil $ / TON
Producto
Cantidad UnidadCapacidad de Producción 90000 TON / añoTiempo de Operación 330 dias/año
Años Uso de Capacidad Producción (TON) Ventas (TON)Ventas (Miles
de $)2010 75% 67500 67500 810002011 80% 72000 72000 864002012 85% 76500 76500 918002013 90% 81000 81000 972002014 95% 85500 85500 1026002015 100% 90000 90000 1080002016 100% 90000 90000 1080002017 100% 90000 90000 1080002018 100% 90000 90000 1080002019 100% 90000 90000 108000
Cuadro Nº3
Inversión Fija
Costo de planta Cantidad (miles de $)Maquinarias y Equipos 304,42Instalación y Montaje 120Total Costo de Planta 424,42
Inversión Fija Depreciable Cantidad (miles de $)Edificaciones 100
Maquinarias y Equipos 304,4Instalación y Montaje 120
Total Inversión Fija Depreciable 524,4
Concepto Monto (miles de $)Terreno 80
Edificaciones 100Maquinarias y Equipos 304,4
Gastos instalación, montaje y otros 120
Gastos Pre-operativos 40Prueba de Pre-arranque 2544
Inversión Fija Total 3188
Cuadro Nº4Costos Variables
Unitarios
Concepto UnidadInsumo / Kg
ProductoPrecio de
insumo $ / Kg CVU (MIl$ /
TON)
Inversión Fija
Productoa. Costo de Manufactura
benceno Kg 0,7614 0,2705 0,2059587propileno Kg 0,4315 0,209 0,0901835
Combustible Gal 0,6 0,5 0,3Otros Costos Variables 0,3
Total Costo de Manufactura 0,9b. Gastos de Ventas (5% precio de venta) 5% 0,06c. Costos Administrativos 0
Total Costos Variables Unitarios 0,96
Cuadro Nº5Costos Fijos
Concepto Porcentaje $/mes $/año Miles $/añoa. Costo de Manufactura Gastos Directos de fabricación
Mano de obra directa (MOD) 11640 162960 163Gastos Indirectos de fabricación
Mano de obra indirecta(MOI): %MOD 20% 32,6Supervisión directa: %(MOD+MOI) 20% 39,1Suministros: % del costo de planta 1% 4,2442
Para determinar el MOD (mano de obra directa)Número de Operadores 24
Número de sueldos al año 14Sueldo 485 $/(mes*operario)
Mantenimiento y reparación: % costo de planta 6% 25,4652Control de Calidad: % del MOD 15% 24,4Depreciación: % Inv. Fija Depreciable 10% 52,4Seguro de Fábrica: % Inv. Fija Depreciable 3% 15,732Gastos generales de planta: % Inv. Fija
Depreciable 0,50
% 2,622Sub total de Costo de Manufactura Fijos 359,6b. Gastos de Ventas 0c. Gastos Administrativos (14 meses) 12000 168000 168Total de Costos Fijos 528Total de Costos Fijos Desembolsables (sin depreciación) 475,2
Cuadro Nº7Capital de Trabajo
Cuadro Nº6Pruebas de Pre - arranque
Produccion Año 1 67500 TONBase de producción 0,5 mes
Producción en la base 2812,5 TON Miles de $
Costos Variables de Manufactura 2520,4 Costos Fijos: MOD 23,3
Total 2543,7
Produccion Año 1 67500 TONBase de producción 1 mes
Producción en la base 5625 TON Miles $
Costos Variables Total 5378,3 Costos Fijos desembolsables 39,6
Total 5417,9
Condiciones Financieras
Monto de Prestamo 1913 miles de $Plazo 7 años
Periodo de Gracia 2 añosTasa de Interés 16% Liquidable Semestralmente
Forma de desembolso 60% al inicio de la obra
40% al final de la obraDuración de la Obra 1 año
Tasa Semestral 8%
Cuadro Nº8Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Inversión Fija
60% de la Inversión Fija
Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Inversión Fija
Semestre Capital AdeudadoPago de Intereses
Amortización Préstamos
Servicio de la Deuda
0 1148 0
Periodo 1 1148 92 0 92 Duracion de la Obrade 2 1913 92 0 92
Gracia 3 1913 153 0 153Año 1
4 1739 153 174 3275 1565 139 174 313
Año 26 1391 125 174 2997 1217 111 174 285
8 1043 97 174 271
Año 39 869 83 174 257
Año 410 696 70 174 24311 522 56 174 230
Año 512 348 42 174 21613 174 28 174 202
Año 614 0 14 174 188
Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Inversión Fija
Año Intereses Servicio de la deuda
Pre Operativa 184 184
1 306 480
2 264 612
3 209 556
4 153 501
5 97 445
6 42 390
Total 1255 3168
Cuadro Nº9Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Capital de Trabajo
Condiciones Financieras Monto de Prestamo: 2709 miles de $
Plazo 3 AñosPeriodo de Gracia 1 Año
Tasa de Interès 20%Liquidable Semestralmente
Forma de desembolso: 100% al final de la obraDuración de la Obra: 1 año
Tasa semestral 10%
Al 50 % de capital de trabajo
SemestreCapital
adeudadoPago de Intereses
AmortizaciónPréstamo
Servicio de la deuda
0 0 0 0 0
1 0 0 0 0 Duracion de2 2709 0 0 0 la obra
Periodo3 2709 271 0 271
Año 1de Gracia 4 2167 271 542 813
5 1625 217 542 759Año 2
6 1084 163 542 7047 542 108 542 650
Año 38 0 54 542 596
Año Intereses Servicio de la
deudaPre Operativa 0 0
1 542 10842 379 14633 163 1246
Total 921 3793
Componente 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
Ingreso por Ventas 81000 86400 91800 9720010260
0 108000 108000 108000 108000 108000
Cuadro N° 10Plan de Inversión y Financiamiento (Miles $)
Cuenta Inversión Deuda CapitalInversión Fija 3188 1913 1275
Capital de Trabajo 5418 2709 2709Interesos Pre Operativos 184 0 184
Total 8790 4622 4168
Relacion D/C 1,1Deuda 53%Capital 47%
Cuadro Nº11Estado de Pérdidas y Ganancias (Miles de $)
Costos Costos Variables
(CV) 64540 68842 73145 77448 8175086052,79
886052,79
886052,79
886052,79
886052,79
8Costos Fijos (CF) 528 528 528 528 528 528 528 528 528 528
Total Costos 65067 69370 73672 77975 82278 86580 86580 86580 86580 86580Utilidad Operativa 15933 17030 18128 19225 20322 21420 21420 21420 21420 21420
Intereses 848 644 371 153 97 42 0 0 0 0UAI 15085 16387 17756 19072 20225 21378 21420 21420 21420 21420
Impuestos (30%) 4525 4916 5327 5722 6067 6413 6426 6426 6426 6426Utilidad Neta 10559 11471 12429 13350 14157 14965 14994 14994 14994 14994
Cuadro Nº12Flujo Caja
Componente 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 101 Ingreso por ventas 81000 86400 91800 97200 102600 108000 108000 108000 108000 108000
Egresos OperativosCostos Variables 64540 68842 73145 77448 81750 86053 86053 86053 86053 86053Costos Fijos (sin
cosiderar depresiación)475 475 475 475 475 475 475 475 475 475
Impuesto a la renta (30%)
4525 4916 5327 5722 6067 6413 6426 6426 6426 6426
2 Total Egresos 69540 74233 78947 83644 88293 92941 92954 92954 92954 929543=1-2 Saldo Caja Operativo 0 11460 12167 12853 13556 14307 15059 15046 15046 15046 15046
4 Inversión Total 87905=3-4 Fondos generados (Global -8790 11460 12167 12853 13556 14307 15059 15046 15046 15046 15046
Económico)6 Servicio a la deuda 0 1564 2075 1803 501 445 390 0 0 0 07 Crédito Total 4622
8=5-6-7 Saldo Caja 2 (Flujo Financiero)
-13411
9896 10092 11050 13055 13862 14669 15046 15046 15046 15046
FONDO GENERADO ECONOMICO GLOBAL
año Fondo Generado Económico Global (x)
1 11460
2 12167
3 12853
4 13556
5 14307
6 150597 150468 150469 15046
10 20586
Uso de Capacidad
Producción (TON)
Costos Fijos(CF) Costos Variables(CV)Costo del
Producto (CP)Ventas Utilidad
0% 0 528 0 528 0 -52810% 9000 528 8605 9133 10800 166720% 18000 528 17211 17738 21600 386230% 27000 528 25816 26343 32400 605740% 36000 528 34421 34949 43200 825150% 45000 528 43026 43554 54000 1044660% 54000 528 51632 52159 64800 1264170% 63000 528 60237 60765 75600 1483580% 72000 528 68842 69370 86400 1703090% 81000 528 77448 77975 97200 19225
100% 90000 528 86053 86580 108000 21420
Producción (TON)Uso de
Capacidad
Cuadro Nº13Punto de Equilibrio Operativo (Miles de $)
Punto de equilibrio 65700 73,0%
Cuadro Nº14Punto de cierre de la Planta (Miles de $)
Uso de la capacidad
Producción (TON)
Costos Fijos
(Vivos)
Costos Fijos
(Hundidos)
Costos Fijos
(Totales)
Costos Variables
(CV)
Costo del Producto
(CP)
Costo del Producto(Vivos)
Ingresopor
VentaUtilidad Liquidez
0% 0 475 52 528 0 528 475 0 -528 -47510% 9000 475 52 528 8605 9133 9080 10800 1667 172020% 18000 475 52 528 17211 17738 17686 21600 3862 391430% 27000 475 52 528 25816 26343 26291 32400 6057 610940% 36000 475 52 528 34421 34949 34896 43200 8251 830450% 45000 475 52 528 43026 43554 43502 54000 10446 1049860% 54000 475 52 528 51632 52159 52107 64800 12641 1269370% 63000 475 52 528 60237 60765 60712 75600 14835 1488880% 72000 475 52 528 68842 69370 69317 86400 17030 1708390% 81000 475 52 528 77448 77975 77923 97200 19225 19277
100% 90000 475 52 528 86053 86580 86528 108000 21420 21472
Producción (TON)Uso de
CapacidadPunto de cierre 65700 73,0%
Cuadro Nº 15Carta Economica de la Producción
Costos Unitarios Rentabilidad
Uso de Capacidad
Producción (TON)
Costos Fijos Unitarios(CFU)
Costos VariablesUnitarios(CVU)
Costo del Producto Unitario (CPU)
VentasUtilida
dROI ROV
10% 9000 0 0,96 1,01 10800 1667 19% 15%
20% 18000 0 0,96 0,99 21600 3862 44% 18%
30% 27000 0 0,96 0,98 32400 6057 69% 19%
40% 36000 0 0,96 0,97 43200 8251 94% 19%
50% 45000 0 0,96 0,97 54000 10446 119% 19%
60% 54000 0 0,96 0,97 64800 12641 144% 20%
70% 63000 0 0,96 0,96 75600 14835 169% 20%
80% 72000 0 0,96 0,96 86400 17030 194% 20%
90% 81000 0 0,96 0,96 97200 19225 219% 20%
100% 90000 0 0,96 0,96 108000 21420 244% 20%
Cuenta
Monto Representa Tasa Efectiva Ponderado
Inversión Fija
3188 37% 16,6% 6%
Capital de Trabajo 5418 63% 21,0% 13,2%Inversión Total
8606 19%
Cuadro Nº 17Cálculo del Costo de Capital Global
Cuadro Nº 16Costo promedio de
la deuda
Costo dinero
en %Relación D/C
Promedio Ponderado
Deuda 19,4% 53% 10,2%Capital 16% 47% 7,6%
Costo de Capital (COK)
17,8%
Cuadro Nº18Cálculo del VANE (VAN económico) y TIRE (TIR
económico)
Costo de Capital (COK o tm) 17,8%
Si VANE>0 ACEPTAR TIRE>tm ACEPTARSi VANE<0 RECHAZAR TIRE<tm RECHAZAR
Residual de la Inversión Fija Miles de $Terreno 100% 80Planta 10% 42,442
122,442
NOTA:
TIRE MAYOR TASA MINIMA O COSTO DE CAPITAL GLOBAL
SI SE ACEPTA EL PROYECTOTIRF MAYOR COSTO DEL CAPITAL DE TRABAJO
SI ACEPTAN LOS ACCIONISTAS
DETERMINACIÓN DEL VANE
AñoFlujo
Economico Operativo
InversionesRecuperación del Capital de
Trabajo
Residual de la Inversión Fija
Flujo Económico
Global
Factor de descuento:
para i=16,6%:
VA
0 -8790 -8790 -8790 1,00 -87901 11460 0 0 0 11460 0,85 97302 12167 0 0 0 12167 0,72 87713 12853 0 0 0 12853 0,61 78674 13556 0 0 0 13556 0,52 70445 14307 0 0 0 14307 0,44 63126 15059 0 0 0 15059 0,37 56417 15046 0 0 0 15046 0,32 47868 15046 0 0 0 15046 0,27 40639 15046 0 0 0 15046 0,23 3450
10 15046 0 5418 122,442 20586 0,19 4007VANE 52881
DETERMINACION DEL TIR
Para i = 22% Para i = 23%Flujo
Económico Global
Factor de descuento
VAFlujo Económico
GlobalFactor de descuento
VA
-8790 1,00 -8790 -8790 1,00 -879011460 0,82 9393 11460 0,81 931712167 0,67 8174 12167 0,66 804212853 0,55 7078 12853 0,54 690713556 0,45 6119 13556 0,44 592214307 0,37 5294 14307 0,36 508215059 0,30 4567 15059 0,29 434915046 0,25 3740 15046 0,23 353315046 0,20 3066 15046 0,19 287215046 0,17 2513 15046 0,16 233520586 0,14 2818 20586 0,13 2597
VAN 43973 VAN 42166
TIRE 46,3%
VANE AceptarTIRE Aceptar
Cuadro Nº19Cálculo del VANF (VAN financiero) y TIRF (TIR financiero)
Determinación del VANF
AñoFlujo
económico global
DeudaServicio de la
deudaFlujo Financiero
global
Factor de descuento =16,0%
VA
0 -8790 4622 0 -4168 1,00 -41681 11460 0 -1564 9896 0,86 85312 12167 0 -2075 10092 0,74 75003 12853 0 -1803 11050 0,64 7080
Tasa mínima aceptable por los accionistas
16%
PropósitoEvaluar las potencialidades de la inversión de accionistas
Si VANF>0 ACEPTAR TIRF>tm ACEPTARSi VANF<0 RECHAZAR TIRF<tm RECHAZAR
4 13556 0 -501 13055 0,55 72105 14307 0 -445 13862 0,48 66006 15059 0 -390 14669 0,41 60217 15046 0 0 15046 0,35 53248 15046 0 0 15046 0,31 45899 15046 0 0 15046 0,26 395610 20586 0 0 20586 0,23 4667
VANF 57310
VANE AceptarTIRE AceptarTIRE 52%
Para i = 26% Para i = 25%Flujo
Financiero Global
Factor de descuento
VAFlujo Financiero
GlobalFactor de descuento
VA
-4168 1,00 -4168 -4168 1,00 -41689896 0,79 7854 9896 0,80 7917
10092 0,63 6357 10092 0,64 645911050 0,50 5524 11050 0,51 565813055 0,40 5180 13055 0,41 534713862 0,31 4365 13862 0,33 454214669 0,25 3666 14669 0,26 384515046 0,20 2984 15046 0,21 315515046 0,16 2368 15046 0,17 252415046 0,12 1880 15046 0,13 201920586 0,10 2041 20586 0,11 2210
VANF 38051 VANF 39510