Produccion de Isopropilbenceno

1

UNIVERSIDAD MAYOR DE SAN SIMON FACULTAD DE CIENCIAS Y TECNOLOGÍA

“PRODUCCIÓN DE DIISOPROPILBENCENO A PARTIR DE CUMENO Y PROPILENO”

Docente: Ing. Balderrama Idina José Luis Materia: Diseño de Plantas Nombre: Serrudo Puma Karla Vanessa Carrera: Ingeniería Química Fecha: 06/12/2013

COCHABAMBA-BOLIVIA

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INDICE 1. INTRODUCCIÓN……………………………………………………………………..5 2. JUSTIFICACIÓN…………………………………………………………..................5 3. ANTECEDENTES DEL PROYECTO……………………………………………....7 4. MERCADO Y CAPACIDAD DE LA PLANTA………………………………………9 5. MATERIAS PRIMAS E INSUMOS…………………………………………………12 5.1. CLASIFICACIÓN DE LA MATERIA PRIMA………………………………….12 5.2. COSTOS DE LA MATERIA PRIMA…………………………………………...17 6. UBICACIÓN Y EMPLAZAMIENTO………………………………………………...19 7. INGENIERÍA DEL PROYECTO……………………………………………………23 7.1. DIAGRAMA DEL PROCESO………………………………………………….23 7.2.DIAGRAMA DE BLOQUES…………………………………………………….24 7.3. BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍA………………………………………25 7.3.1 BALANCE DE MASA……………………………………………........25 7.3.2. BALANCE DE ENERGÍA……………………………………………27 7.4. DETALLE DE LOS BALANCES DE MASA Y ENERGIA………………….29 8. DISEÑO DE EQUIPOS………………………………………………………………62 8.1. DISEÑO DEL VESSEL (A -111)………………………………………………..62 8.2. DISEÑO DE LA BOMBA (L – 113)……………………………………………..63

3 8.3. DISEÑO DE LA BOMBA (L -112)………………………………………………65 8.4. DISEÑO DEL MEZCLADOR (M – 114)………………………………………..67 8.5. DISEÑO DEL INTERCAMBIADOR DE CALOR (E – 115)…………………..67 8.6. DISEÑO DEL HORNO (Q – 110)………………………………………………72 8.7. DIEÑO DEL REACTOR (R – 120)……………………………………………..75 9. ESTIMACIÓN DE COSTOS DE LOS EQUIPOS…………………………………80 10. EVALUACIÓN FINANCIERA…………………………………………………….100

4 RESUMEN EJECUTIVO

El Cumeno se obtiene a partir de benceno y propileno mediante la reacción de alquilación Reacción principal:

C3H6

+

Propileno

C6H6

=> C6H5-C3H7

benceno

cumeno

Reacción secundaria:

C3H6

+

Propileno

C6H5-C3H7 cumeno

=> C3H7-C6H4-C3H7 diisopropil benceno (DIPB)

Se utilizan como materias primas benceno (puro) y propileno. La reacción se lleva a cabo en presencia de un catalizador, que es el ácido fosfórico.

El benceno se mantiene en exceso para limitar la cantidad del subproducto DIPB producida. Los reactantes se alimentan líquidos desde sus tanques de almacenamiento respectivos. Después de bombear los reactantes hasta la presión dictada por las condiciones de operación del catalizador, se vaporizan y se calientan hasta la temperatura de reacción.

A la salida del reactor, los productos se enfrían para condensar esencialmente todo el cumeno, junto con el DIPB y el benceno no reaccionado. El propileno y el propano se separan del líquido pudiendo aprovecharse su valor como combustible, mientras que el cumeno bruto se envía a dos torres de destilación. La primera torre separa el benceno del cumeno y el DIPB, recirculándose el benceno de nuevo a las condiciones de entrada al reactor. La segunda torre efectúa la separación del cumeno y el DIPB obteniéndose un cumeno del 99.8 % de pureza. El DIPB se puede vender como combustible.

5

1.

INTRODUCCIÓN

Uno de los procesos para la fabricación de fenol y acetona está basado en la oxidación de cumeno, partiendo de la fabricación del propio cumeno. Este proceso consiste en la alquilación del benceno con propileno, usa como materias primas benceno y propileno para formar, mediante alquilación, cumeno y propiisopropilbenceno, PIPB, como principal subproducto. En la etapa de transalquilación el PIPB es reaccionado con benceno para formar más cumeno. Tanto el reactor de alquilación como el de transalquilación utilizan ácidos como catalizador. El cumeno producido es separado y purificado en el tren de destilación de la mezcla eficiente de reacción. En la segunda etapa, planta de fenol, el cumeno es oxidado con aire para obtener hidroperóxido de cumeno (CHP) en un reactor multietapa en una fase líquida, la mezcla es entonces destilada en un sistema de vacío. El CHP concentrado es entonces escindido a fenol y acetona en presencia de ácido como catalizador. El fenol y la acetona son purificados por destilación.

El alfa-metil-estireno, principal subproducto de la reacción de descomposición del CHP, es hidrogenado para formar de nuevo cumeno o bien purificarlo en la planta de alfa-metil-estireno para su comercialización.

2. JUSTIFICACIÓN

En nuestro país no existe una planta de isopropilbenceno, las fábricas que necesitan este compuesto necesariamente se ven obligadas a importarlo.

En Bolivia no existe una Planta productora de Cumeno, ni se ha formulado un diseño de prefactibilidad para

su instalación, su carencia imposibilita

la

producción de acetona, fenol (proceso Hock). Este producto químico mejora el índice

de octano

de los

recomienda que el producto

carburantes. La Sociedad Nacional es esencial para la

de Industrias

producción de

diversos

6 derivados petroquímicos y del gas natural muy valiosos que en nuestro medio aún no se desarrolla y por ende se propone la construcción de esta planta química dirigido a nuestras necesidades así como las necesidades de los países de nuestra región que no cubren significativamente a sus industrias de este insumo.

La presencia de propileno en el gas natural puede ser aprovechado para la obtención del isopropilbenceno y de esta manera aumentar el valor agregado del producto. La petroquímica en nuestro país está en su mayor auge, es este momento el que debemos aprovechar para incorporar nuevas plantas que suministren productos de beneficio no solo nacional sino internacional, el cumeno como bien ya se mencionó anteriormente es la materia prima para la obtención de fenol y acetona, y a continuación mostramos un cuadro donde se muestra la importancia de esta en los diversos procesos: Clúster Cluster de los Aromáticos

Oportunidades BUTANO

butadieno plásticos

etil benceno

estireno

poliestireno

hules sintéticos

BENCENO cumeno

Fenol

resinas fenólicas

Acetona

resinas acrílicas alquilfenoles fibras nylon

ciclohexano

ciclohexanona

CUADRO 1: Oportunidades de mercado

resinas

7 Cluster del Propileno

Oportunidades plásticos polipropileno

fibras textiles

acrilonitrilo

PROPILENO

fibras acrílicas plastificantes

isopropanol

solventes

ácido acrílico

ésteres de ácido acético resinas Espuma Poliuretano

óxido de propileno glicoles propilénicos

resinas Polioles

especialidades

Glicoéteres

Solventes

CUADRO 2: Oportunidades de mercado Se puede observar en el cuadro 1Y 2 que el mercado para la petroquímica es amplio, en estos dos cuadros explicamos como el propileno y el benceno llega a obtener muchas cosas, y en este proyecto se verá la producción de cumeno.

3. ANTECEDENTES

Los hidrocarburos aromáticos, principalmente benceno, tolueno, xilenos y etilbenceno, son compuestos básicos de partida para la síntesis de materias primas plásticas, cauchos sintéticos y otros productos orgánicos de interés industrial. La mayor parte se obtiene del petróleo, y sólo una pequeña proporción del carbón.

8 3.1 Procesos de transformación de aromáticos Dado que la industria química tiene una demanda de hidrocarburos aromáticos que no puede satisfacerse con la distribución de aromáticos obtenida directamente de las gasolinas reformadas y de pirólisis, se han desarrollado procesos de transformación de hidrocarburos aromáticos entre sí. De un modo global, el objetivo de estos procesos es contrarrestar el exceso de oferta de tolueno y el defecto de las de benceno y xilenos. Los procesos más significativos son: - Hidrodesalquilación de tolueno - Isomerización del m-xileno - Desproporcionamiento de tolueno y transalquilación con trimetilbencenos.

3.2 Derivados del Benceno

El consumo de benceno se distribuye del siguiente modo: 52 % EB, intermedio para la fabricación del estireno; 18 % cumeno, intermedio para la fabricación de fenol; 16 % ciclohexano, empleado para fabricar caprolactama y ácido adípico; 14 % otros derivados: anhídrido maleico, nitrobenceno, alquilbenceno sulfonatos, clorobenceno, etc.

El derivado mayoritario, EB, se transforma por deshidrogenación en estireno, monómero de partida para la fabricación de polímeros y copolímeros termoplásticos, elastoméricos y resinas de poliéster no saturado. El cumeno, obtenido por alquilación con propileno, se transforma en fenol, materia prima para la obtención de resinas de fenol-formaldehído o en otros derivados que también se emplean como materias primas plásticas, concretamente la caprolactama y el bisfenol A. El ciclohexano, obtenido por deshidrogenación del benceno, se emplea en la obtención de caprolactama y ácido adípico, materias primas de poliamidas.

9 Entre los derivados minoritarios, el anhídrido maleico (fabricado también a partir de compuestos C4) es otro intermedio en la fabricación de plásticos; el nitrobenceno se emplea en su mayor parte en la fabricación de anilina (colorantes) y los LABS (alquilbenceno sulfonatos lineales) son surfactantes aniónicos empleados en la formulación de detergentes.

4. MERCADO Y CAPACIDAD DE LA PLANTA

4.1 Los

ESTUDIO DE MERCADO

estudios anteriores sobre el tema en los últimos años

son escasos en

nuestro país, mas no en otros países como México y Brasil . Además

la

empresa española Pavco de producción de tuberías plásticas llevara a cabo la producción de propileno y polipropileno utilizando gas natural para el 2012 en sus instalaciones en Perú.

Observando el escenario prometedor para la producción de cumeno, debido a que se

producirá

propileno y al boom

del gas

natural , se vio necesaria

establecer si una planta de este tipo puede ser rentable. El isopropilbenceno es muy utilizado a nivel mundial, en Asia en países como ser Taiwán y Japón importan volúmenes grandes de esta materia prima a pesar de contar con plantas que se dedican a obtener esta materia prima, en América el principal consumidor de isopropilbenceno es EEUU, que al igual que los dos anteriores países importa el cumeno.

China importa actualmente isopropilbenceno para incrementar su capacidad en la producción de fenol y acetona esto ya se da desde el año 2007 y aun pretende aumentar la capacidad de producción de estas dos plantas hasta el año 2012. Además la demanda creciente para el bis-fenol A y las resinas fenolicas darán a lugar a una fuerte demanda para el isopropilbenceno en el continente Asiático en las próximas décadas.

10

ANALISIS DE LA OFERTA Los principales ofertantes de isopropilbenceno en nuestro continente son EEUU, México y Brasil.

La producción de cumeno es estos países se detalla a continuación en la tabla 1: Tabla # 1 : Oferta de cumeno en el mundo

LOCALIZACION

CAPACIDAD DE PRODUCCION (KTon)

Estados Unidos

1302

Europa Oriental

196

Japón

396

Otros lugares de Asia

34

Fuente: Montedison USA., Inc. (1985)

ANALISIS DE LA DEMANDA

En conocida la demanda del isopropilbenceno a nivel mundial, esta demanda es creciente debido al uso del cumeno en la producción de derivados del fenol y la acetona, tal es el caso del bis-fenol A, resinas fenólicas y caprolactama. En la tabla 2 se detalla el consumo de cumeno a nivel mundial:

Tabla # 2: Demanda de cumeno en el mundo

LOCALIZACION

CONSUMO DE CUMENO (KTon)

Estados Unidos

2345

Europa Oriental

1098

Japón

1987

Otros lugares de Asia

123

Fuente: Montedison USA., Inc. (1985)

11 ANALISIS DE LA OFERTA Y LA DEMANDA

En la tabla 3 se muestra la oferta, la demanda y la demanda insatisfecha del cumeno a nivel mundial:

Tabla # 3: Análisis de la oferta y demanda del cumeno

CAPACIDAD DE

CONSUMO DE

DEMANDA

PRODUCCION (KTon)

CUMENO (KTon)

INSATISFECHA (KTon)

1302

2345

1043

196

1098

902

396

1987

1591

34

123

89

Fuente: elaboración propia

4.2 CAPACIDAD DE LA PLANTA

Capacidad de planta y condiciones de operación.

La planta en la cual se trabajara producirá Cumeno por una reacción de alquilación en fase vapor. La capacidad de la planta o producción anual de cumeno es del orden de 90 000 Ton/año de Cumeno al 99% de pureza. Se asume que un año es igual a 330 días, siendo los 35 días restantes del año utilizados para mantenimiento general de la planta, y que los trabajos diarios son distribuidos en 3 turnos de 8 horas cada uno.

12 5. MATERIAS PRIMAS E INSUMOS 5.1 CLASIFICACIÓN DE LA MATERIA PRIMA BENCENO El benceno es un hidrocarburo polinsaturado de fórmula molecular C6H6, con forma de anillo (se le llama anillo bencénico, o aromático, ya que posee un olor característico) y puede considerarse una forma polisaturada del ciclohexano. En el benceno cada átomo de carbono ocupa el vértice de un hexágono regular, ocupa dos valencias con los dos átomos de carbonos adyacentes, una tercera valencia con un átomo de hidrógeno y la cuarta denominada 'oculta' dirigiéndola hacia el centro del anillo hexagonal formada en algunos casos de carbono y en otros de alguna base nitrogenada. Cada átomo de carbono comparte su electrón libre con toda la molécula (según la teoría de orbitales moleculares), de modo que la estructura molecular adquiere una gran estabilidad y elasticidad. El benceno es un líquido incoloro de aroma dulce y sabor ligeramente amargo, similar al de la hiel. Se evapora al aire rápidamente y es poco soluble en agua. Es sumamente inflamable, volátil y se forma tanto en procesos naturales como en actividades humanas. Del benceno se derivan otros hidrocarburos de este tipo entre los que se encuentran: el tolueno, el orto-xileno, el meta-xileno y el para-xileno y otros llamados polinucleicos que son el naftaleno, el fenantreno, antraceno y el pireno. El benceno se usa en grandes cantidades en los Estados Unidos y Bolivia. Se encuentra en la lista de los 20 productos químicos de mayor volumen de producción. Algunas industrias usan el benceno como punto de partida para manufacturar otros productos químicos usados en la fabricación de plásticos, resinas, nilón y fibras sintéticas como lo es el kevlar y en ciertos polímeros. También se usa benceno para hacer ciertos tipos de gomas, lubricantes, tinturas, detergentes, medicamentos y pesticidas. Los volcanes e incendios forestales

13 constituyen fuentes naturales de benceno. El benceno es también un componente natural del petróleo crudo, gasolina y humo de cigarrillo. Reactividad La reacción típica del benceno es la de sustitución aromática y puede seguir tres caminos: 

Electrofílica



Nucleofílica



De radicales libres

Las reacciones de sustitución aromática más corrientes son las originadas por reactivos electrofílicos. La capacidad del benceno para actuar como un dador de electrones se debe a la polarización del núcleo bencénico. Las reacciones típicas del benceno son las de sustitución. Los agentes de sustitución utilizados con más frecuencia son: 

Cloro



Bromo



Ácido nítrico



Ácido sulfúrico concentrado y caliente

PRINCIPALES DERIVADOS DEL BENCENO El benceno se obtiene a partir de las reformadoras de nafta, de la desintegración térmica con vapor de agua de la gasolina, de las plantas de etileno y por desalquilación del tolueno. En el cuadro 3 siguiente veremos una descripción de sus derivados principales.

14 CUADRO 3. Principales derivados del benceno

PROPILENO El propileno (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. Síntesis El propeno es uno de los productos de la termólisis del petróleo. Se separa de los demás productos como el etileno por destilación a baja temperatura. Aplicaciones El propeno es el producto de partida en la síntesis del polipropileno. La polimerización se puede llevar a cabo de forma radicalaria aunque en la polimerización catalítica se obtienen productos con mejores calidades que además son mejor controlables. Los catalizadores empleados eran originalmente del tipo Ziegler-Natta. En la actualidad se están sustituyendo por otros sistemas basados en zirconocenos.

15 La adición de agua en condiciones polares da iso-propanol que puede ser oxidado a la acetona. En condiciones radicalarias se obtiene n-propanol. Reacciones Con oxidantes fuertes como el permanganato (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.

16

CUADRO 4. Principales derivados del propileno

Las reacciones de polimerización tanto del etileno como del propileno se describen en el capítulo correspondiente a los plásticos, resinas y elastómeros.

ACIDO FOSFORICO El ácido fosfórico es un compuesto químico de fórmula H3PO4. Propiedades químicas Este ácido tiene un aspecto líquido transparente, ligeramente amarillento. Normalmente, el ácido fosfórico se almacena y distribuye en disolución. Se obtiene mediante el tratamiento de rocas de fosfato de calcio con ácido sulfúrico, filtrando posteriormente el líquido resultante para extraer el sulfato de calcio. Otro modo de obtención consiste en quemar vapores de fósforo y tratar el óxido resultante con vapor de agua.

17 Usos El ácido es muy útil en el laboratorio debido a su resistencia a la oxidación, a la reducción y a la evaporación. Entre otras aplicaciones, el ácido fosfórico se emplea como ingrediente de bebidas no alcohólicas como por ejemplo de la Gaseosa Coca Cola, como pegamento de prótesis dentales, como catalizador, en metales inoxidables y para fosfatos que se utilizan, como ablandadores de agua, fertilizantes y detergentes. Propiedades físicas 

Densidad relativa (agua = 1): 1,68



Solubilidad en agua: Muy elevada



Presión de vapor a 20 °C: 4 Pa



Densidad relativa de vapor (aire = 1): 3,4



Peso molecular (1 mol)

5.2 COSTOS DE LA MATERIA PRIMA

CUADRO 5: Capacidad de producción instalada en el mundo de productos petroquímicos básicos e intermedios en 2006. (Millones de toneladas por año)

18 En el cuadro 5 podemos observar que la disponibilidad de Benceno en el año 2006 es de aproximadamente

46.4 millones de toneladas al ano, lo que es

favorable para la planta, ya que es claro que no tendremos problemas de disponibilidad de esta materia prima.

La disponibilidad de propileno para el año 2006 es de aproximadamente 28.6 millones de toneladas al año.

A continuación en el cuadro 6 mostramos las principales companias productoras de productos petroquímicos a nivel mundial, entre los cuales destacan nuestras dos materias primas: el benceno y el propileno.

CUADRO 6: Principales compañías productoras de productos petroquímicos (Capacidad de producción anual en miles de toneladas métricas anuales)

19 6. UBICACIÓN Y EMPLAZAMIENTO 6.1 LOCALIZACION DE LA PLANTA La localización de la planta de Cumeno va a depender de diferentes factores, estos tienen un peso de acuerdo a su importancia, luego mediante el método de factores ponderados hallaremos una posible ubicación.

Factores a Considerar: Disponibilidad. La disponibilidad de las materias primas como

propileno, o en todo caso su

predecesor el gas natural (propano ,metano, etano) el cual se utiliza producción plásticos

así como su

en la

uso en combustible primordialmente , y

diversos productos. Teniendo en cuenta en que actualmente se ésta fomentando la industrialización del gas natural para la producción de productos petroquímicos,

20 este va hacer considerado como el punto de partida para la disponibilidad de materias primas. Mercados

Este factor va a depender del uso del cumeno , las principales aplicaciones para el cumeno en nuestro mercado están como deluente para las pinturas, las lacas y los esmaltes, y como componente de algunos solventes .También se utiliza en los catalizadores de polimerización para fabricación de plásticos , catalizador para acrílicos y tipo resinas de poliéster, y como materia prima para los peróxidos y los catalizadores de oxidación.

Taiwán, Japón y EEUU

importan volúmenes grandes de cumeno para la

producción del fenol. China se pronostica importar cumeno para incrementar su capacidad significativa de

32%

durante 2007-2012

para

suministrar este

compuesto en sus plantas de fenol y acetona en su país Disponibilidad de energía El Proceso de producción de cumeno, tiene como principal materia prima al propileno el cual se obtiene en un proceso exotérmico, aplicando un sistema de integración energética pinch podemos solucionar una parte de la disponibilidad de energía, pero además al tener como disponibilidad, el uso del gas natural podría ser una solución a esta, claro pero antes se tendría que hacer un análisis económico de estas posibilidades.

Clima También los factores ambientales son de estudio a la hora de decidir la ubicación de una planta industrial. Los procesos industriales muy contaminantes producen rechazo en las zonas de vivienda, por lo que deben instalarse lo más lejos posible de los núcleos habitados. Los climas extremos son, también, un factor limitante para la localización industrial. Las máquinas no funcionan bien, o se estropean

21 antes, en climas muy fríos, muy cálidos, muy secos, o muy húmedos. El proceso industrial pierde eficacia. Además, estos climas se corresponden con densidades de población muy bajas, es decir, por un lado están lejos de los mercados, y por otro lejos de los trabajadores, a los que hay que alojar en las inmediaciones a costa de la empresa. Suministros de mano de obra

Este factor tiene un peso importante a la hora de elegir la ubicación de una planta. En la siguiente figura 5 se puede apreciar los salarios mínimos en latinoamérica, pero no solo es un factor importante el costo de mano de obra si no también la calidad de mano de obra y también la disponibilidad de esta misma.

CUADRO 5: Método de factores ponderados para la localización de una planta

Como ya hemos enumerados diferentes factores que afectan a la hora de elegir la localización de una planta, a cada uno de estos se le ha dado un peso respectivo de acuerdo a su importancia.

22 Hemos considerado 3 alternativas de ubicación teniendo en cuenta los mismos factores, y de estos hemos elegido según su peso ponderado cual sería la mejor alternativa. Alternativa A

Cochabamba

Alternativa B

Tarija

Alternativa C

Santa Cruz

FACTORES

Peso relativo Alternativa A Alternativa B Alternativa C

Disponibilidad de materia prima 0,25

5

7

6

Mercados

0,15

8

7

8

Disponibilidad de energía

0,15

4

4,5

4

Clima

0,05

9

7

7

Instalaciones de Transporte

0,25

9

8

8

Suministros de Mano de Obra

0,15

7

8

8

Peso Total

1

6,8

7,025

6,85

Tabla # 4 : La mejor opción sería localizar la planta en el Departamento de Tarija.

23

7. INGENIERIA DEL PROYECTO 7.1

DIAGRAMA DEL PROCESO

R - 120 : Reactor

24

7.2 DIAGRAMA DE BLOQUES

25

7.3 BALANCE DE MASA Y ENERGÍA

7.3.1 BALANCE DE MASA

TABLA #5: Balance de masa en Kmol/h Corrientes de proceso Componentes 1 C H N2 O2 S CO2 SO2 H2O BENCENO PROPILENO PROPANO ISOPROPILBENCENO DIISOPROPILBENCENO TOTAL

2

3

111.0 5.55

312.9 1.19 6.01

116.55

320.1

111.0

111.0

6

7

8

9

1

111.0 5.55

312.9 1.19 6.01

312.9 112.19 11.56

312.9 112.19 11.56

312.9 112.19 11.56

116.55

320.1

436.62

436.62

436.62

209.64 2.47 11.56 96.79 6.463 326.923

209.64 2.47 11.56 96.79 6.463 326.923

4

5

26

Corrientes de proceso Componentes 1 C H O2 N2 S CO2 SO2 H2O BENCENO PROPILENO PROPANO ISOPROPILBENCENO DIISOPROPILBENCENO TOTAL

1

1

1

1

1

1

1 32.745 44.71 0.24 0.097 0.099

8.3856 1.235 5.78 0.9679 0.065 16.4335

201.25 1.235 5.78 95.826 6.398 310.489

1

2

48.42 183.39

86.86 183.39

4.83

32.75 11.18 0.35

236.64

314.53

201.25 1.235 5.78

208.265

95.826 6.398 102.224

95.826 6.398 102.224

93.91 0.128 94.038

1.916 6.27 8.186

77.89

27

7.3.2 BALANCE DE ENERGÍA

TABLA #6: Balance de energía

Descripción

1

2

3

4

5

6

Temperatura (C)

25

25

83

25

83

Presión (bar)

24.3

23.5

24.3

31.5

Flujo (Kmol/h)

111.0

116.55

320.1

Densidad (Kg/l)

0.879

0.804

Viscosidad (CP)

0.65

Cap.Cal.(Kcal/KgC)

0.41

Entalpia (Kcal)

7

8

9

1

25

60

350

120

70

31.5

31.25

31.25

31.25

1.75

1.75

116.55

320.1

436.65

436.65

436.65

326.93

326.93

0.879

0.804

0.879

0.837

0.819

0.23

0.31

0.23

0.31

0.27

0.23

0.17

0.205

0.24

0.595

0.47

0.595

0.47

0.5325

0.5176

0.4330

0.512

0.498

3.36 * 106

4263680.7 3481751.4 736231.98

28

Descripción 1

1

1

1

1

1

1

60 40 115 90 90 170 148 Temperatura (C) 1.75 1.75 1.75 1.75 1.9 1.75 1.75 Presión (bar) 16.43 310.49 209.10 102.224 102.224 94.038 8.186 Flujo (Kg/h) Densidad (Kg/m3) Viscosidad (CP) 0.015 0.50 0.22 Cap.Cal.(Kcal/KgC) 0.67 0.50 0.489 0.564 0.564 0.583 0.595 Entalpia (Kcal) -3481751.40 -429639.15 582712.1 353553.83 526254.05 3481751.4

29 7.4 DETALLE DE LOS BALANCES DE MASA Y ENERGIA BALANCES DE MASA a) Balance de masa mezclador Flujo molar de Benceno al 99% de pureza

Mezclador

Balance para el benceno: mb1 + mb13 = mb3 Balance para el propileno: mpr13 = mpr3 Balance para el propano: mp13 = mp3

30 b) Balance en la bomba

Bomba

Balance para el benceno: mb3 = mb5 Balance para el propileno: mpr3 = mpr5 Balance para el propano: mp3 = mp5

31 c) Balance en la bomba

Bomba

Balance para el benceno: mb2 = mb4 Balance para el propileno: mpr2 = mpr4 Balance para el propano: mp2 = mp4

32 d) Balance en el mezclador

Mezclador

Balance para el benceno: mb4 + mb5 = mb6 Balance para el propileno: mpr4 + mpr5 = mpr6 Balance para el propano: mp4 + mp5 = mp6

33 e) Balance en el Intercambiador

Intercambiador

Balance para el benceno: mb6 = mb7 Balance para el propileno: mpr6 = mpr7 Balance para el propano: mp6 = mp7

34

f) Balance en el Calentador

Calentador

Balance para el benceno: mb7 = mb8 Balance para el propileno: mpr7 = mpr8 Balance para el propano: mp7 = mp8

35

g) Balance en el reactor

Reactor

Reaccion # 1

Conversión del propileno: 97.8 % Conversión del benceno: 33% Conversión global: 93%

36 Reacción secundaria: C 3H 6 + Propileno

C6H5-C3H7  C3H7-C6H4-C3H7 Isopropilbenceno diisopropil benceno (DIPB)

37 h) Balance en el Intercambiador

Intercambiador

Balance para el benceno: mb9 = mb10 Balance para el propileno: mpr9 = mpr10 Balance para el propano: mp9 = mp10 Balance para el isopropilbenceno (IPB): MIPB9 = mIPB10 Balance para el diisopropil benceno (DIPB): MDIPB9 = mDIPB10

38 i) Balance en el separador flash

separador flash

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

39



Se condensa el 99% de IPB y DPIB



Se condensa el 50% de propileno y propano

40

j) Balance en el destilador

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

41



Se condensa el 100% de IPB y DPIB



Se vaporiza el 100% de propileno y propano

42

k) Balance en la bomba

Bomba

Balance para el isopropilbenceno (IPB): MIPB14= mIPB15 Balance para el diisopropil benceno (DIPB): MDIPB14 = mDIPB15

43

l) Balance en el destilador

Destilador

Balance para el isopropilbenceno (IPB): MIPB15 = mIPB16+ mIPB17 Balance para el diisopropil benceno (DIPB): MDIPB15 = mDIPB16 + mDIPB17 

Se vaporiza el 98 % de IPB



Se vaporiza el 98 % de DIPB

44

m) Balance de masa para el horno

Horno

Calor requerido para calentar el flujo

̇

̇

45

 Cantidad de combustible requerido ̇

̇

̇ El rendimiento del proceso es del 93 %, entonces la masa de combustible por hora requerido para este rendimiento es de: ̇ ̇

̇

̇

 Balance de masa  Para la cantidad de combustible, calcular la cantidad de aire

Combustible residual #6

Porcentaje (%)

C

87

H

9.9

O

1.7

N

0.6

S

0.7

Ceniza

0.1

46  Las reacciones básicas que se dan:

C

+

O2

CO2

4H

+

O2

2H2O

S

+

O2

SO2

Composición del aceite a la entrada

 Requerimiento de oxigeno

̇

̇  Requerimiento de aire

̇

Considerando un exceso del 10 % de aire

47

̇ ̇

̇ ̇

 Cantidad de H2O en el aire H2O en el aire

}

 Gases de Combustión

 Cantidad de oxigeno y nitrógeno en el combustible (Molecular)

48 BALANCE DE ENERGIA a) Balance de Energia Mezclador

Mezclador

Balance de energía para la temperatura T3: T1*m1 + T13*m13 = T3*m3

b) Balance en la bomba

Bomba

49

c) Balance en la bomba

Bomba

50

d) Balance en el mezclador

Mezclador

e) Balance en el Intercambiador

Intercambiador

51

Para la Corriente 7 λvbenceno = 93 Kcal/Kg Tebbenceno = 80 ˚C

mb7= 312.9 Kmol/h

Yb = 0.72

PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp

λvpropileno = 220 Kcal/Kg Tebpropileno = -48 ˚C

mpr7= 112.19 Kmol/h

Ypr = 0.26

PMp = 78*0.72 + 42*0.26 + 42*0.02 PMp = 67.92

λvpropano = 105 Kcal/Kg mp7= 11.56 Kmol/h Tebpropano = -42 ˚C

Yp = 0.02

Calculo de los calores de vaporización: ∆Hv =

λv

∆Hv benceno =

∆Hv benceno = 2269776.6

∆Hv propileno =

∆Hv propileno = 1036635.6

∆Hv propano =

∆Hv propano = 50979.6

52

∆Hv = ∆Hv benceno + ∆Hv propileno + ∆Hv propano ∆Hv = 2269776.6

+1036635.6

∆Hv = 3.36 * 106

f) Balance en el calentador

Calentador

PMp = 67.92 ∆Hv =

Cp*∆T

+ 50979.6

53

g) Balance en el reactor

Reactor

Reaccion # 1

Conversión del propileno: 97.8 % Conversión del benceno: 33% Conversión global: 93% Reacción secundaria: C 3H 6 + Propileno

C6H5-C3H7  C3H7-C6H4-C3H7 isopropilbenceno diisopropil benceno (DIPB)

54 Para la corriente 9 Yb = 0.64

PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB

Ypr = 0.0076

PMp = 78*0.64 + 42*0.0076 + 42*0.0035 + 120*0.296 + 162*0.0198

Yp = 0.0035

PMp = 90.44

YIPB = 0.296 YDIPB = 0.0198 ∆Hv =

Cp*∆T

h) Balance en el intercambiador

Intercambiador

55

∆Hv =

Cp*∆T

i) Balance en el separador flash

Separador flash

56 Para la corriente 10 Yb = 0.64

PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB

Ypr = 0.0076

PMp = 78*0.64 + 42*0.0076 + 42*0.0035 + 120*0.296 + 162*0.0198

Yp = 0.0035

PMp = 90.44

YIPB = 0.296 YDIPB = 0.0198 ∆Hv =

Cp*∆T

Para la corriente 11 Yb = 0.51

PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB

Ypr = 0.075

PMp = 78*0.51 + 42*0.075 + 42*0.35 + 120*0.059 + 162*0.0039

Yp = 0.35

PMp = 65.34

YIPB = 0.059 YDIPB = 0.0039 ∆Hv =

Cp*∆T

57

Para la corriente 12 Yb = 0.65

PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB

Ypr = 0.0040

PMp = 78*0.65 + 42*0.0040 + 42*0.0186 + 120*0.31 + 162*0.021

Yp = 0.0186

PMp = 92.25

YIPB = 0.31 YDIPB = 0.021 ∆Hv =

Cp*∆T

j) Balance en el destilador

Destilador

58

Para la corriente 13 Yb = 0.96

PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB

Ypr = 0.0059

PMp = 78*0.96+ 42*0.0059 + 42*0.0277 + 120*0.0 + 162*0.0

Yp = 0.0277

PMp = 76.29

YIPB = 0.0 YDIPB = 0.0

∆Hv =

Cp*∆T

59 Para la corriente 14 Yb = 0.0

PMp = PMb*Yb + PMpr*Ypr + PMp*Yp + PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB

Ypr = 0.0

PMp = 78*0.0 + 42*0.0 + 42*0.0 + 120*0.937 + 162*0.063

Yp = 0.00

PMp = 122.646

YIPB = 0.937 YDIPB = 0.063

∆Hv =

Cp*∆T

k) Balance en la bomba

Bomba

60 l) Balance en el destilador

Destilador

Para la corriente 16 YIPB = 0.998 YDIPB = 0.0014

PMp = PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB PMp = 120*0.998 + 162*0.0014 PMp = 119.98

61

∆Hv =

Cp*∆T

Para la corriente 17 YIPB = 0.234 YDIPB = 0.766

∆Hv =

PMp = PMIPB*YIPB + PMDIPB*YDIPB PMp = 120*0.234+ 162*0.766 PMp = 152.172

Cp*∆T

62 8. DISENO DE EQUIPOS

8.1

DISEÑO DEL VESSEL (A-111)

Datos: Fm= 320.1 

Kmol h

Peso molecular promedio

PM = 78*0.9775 +42*3.72x10^-3 + 42*1.8775x10^-2 PM = 77.1898 kg/kmol



Volumen de la mezcla

ρ

Por razones de seguridad el volumen de Vessel tendrá una capacidad para almacenar el doble del volumen de la mezcla. V= 56.218 m3 -3

V= ‫*ח‬r2*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

63 8.2

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: [ ] [ ] Los valores respectivos para la fricción de succión y descarga asumidos son los siguientes:

[

]

[

]

Asumimos que el tanque de succión se encuentra a presión atmosférica y que la descarga está sujeta a una presión manométrica: [

]

[

]

 Cálculo del Flujo Volumétrico.

[

]

[

]

[

]

 Cálculo de la Carga Desarrollada por la Bomba.

Donde:

64 [

]

[

]

[

]

 Cálculo de la Potencia de la Bomba.

Asumiendo una eficiencia del 85%: [

] [

]

 Cálculo de la Carga Neta de Succión.

La presión de benceno: [

[

]

[

]

[

]

[

]

]

65 8.3

BOMBA (L-112)

Datos G’ = 4895.1 Kg/h Se asume un diámetro de tubería de 21/2 IPS similar al del ánulo del intercambiador: [ ] [ ] Los valores respectivos para la fricción de succión y descarga asumidos son los siguientes: [

]

[

]

Asumimos que el tanque de succión se encuentra a presión atmosférica y que la descarga está sujeta a una presión manométrica: [

]

[

]

 Cálculo del Flujo Volumétrico.

[

] [

]

[

]

 Cálculo de la Carga Desarrollada por la Bomba.

Donde:

66 [

] [

]

[

]

 Cálculo de la Potencia de la Bomba.

Asumiendo una eficiencia del 65%: [

] [

]

 Cálculo de la Carga Neta de Succión.

[

La presión de propileno: [

]

[

]

[

] [

]

]

67

8.4

MEZCLADOR (M-114)

m = 436.62 kmol/h PM promedio = 78*0.7166 + 42*0.2570+0.42*0.02648 PM promedio = 67.80kg/mol m = 436.62 kmol/h * 67.80kg/1kmol =29603.26 kg/h m = 8.223 kg/s 𝛒 = 0.837 kg/L

Para un volumen de 7.5 m las dimensiones serán: V =‫ ח‬r2 h

h = 6r

7.5/‫ = ח‬r2 h 7.5/ ‫ = ח‬r2*h 7.5/ ‫ = ח‬r2 * 6r r 3 = 7.5/ ‫* ח‬6 r = 0.736 m h = 4.42 m 8.5

INTERCAMBIADOR DE CALOR (E-115)

Requerimos enfriar la mezcla proveniente del horno de pirolisis, para tal efecto necesitamos diseñar un intercambiador basado en las condiciones de operación que tenemos:

68 Para la terminal fría:

Vapor de Agua Mezcla

T (C) 35

μ(cp) 0,9045

25

0,023

; trabajamos con las temperaturas promedios.

Propiedades del vapor de agua y la mezcla a las correspondientes temperaturas promedio:

Vapor de Agua Mezcla

T (C)

μ(Kg/m-s)

67.5 42.5

2.6

Cp (Kcal/Kg˚C) 1

K (Kcal/hm-˚C) 0.567

2.98

0.5250

0.468

 Cálculo del Flujo Másico de Agua Requerido.

[

]

 Cálculo de la Media Logarítmica de la Temperatura.

[ ]  Cálculo de Calor requerido.

69

[

]

 Cálculo del Coeficiente de Transferencia de Calor para la Tubería (hio). Para el diseño se ha considerado una tubería de 11/4 IPS. [ ] [ ] (

)

(

)

[

]

[ 

Número de Reynolds: (



]

)

Número de Prandt: (

)

(

)

(

)

[

]

[

]

70  Cálculo del Coeficiente de Transferencia de Calor para el Ánulo (ho). Para el diseño se ha considerado 2 IPS. [ ] [ ] ( (

)

(

)

)

[ [

]

]

 Diámetro Equivalente para el Ánulo.

[ ]  Número de Reynolds: (

)

 Número de Prandt: (

)

(

) [

(

) ]

 Cálculo del Coeficiente de Transferencia Limpio (UL).

[

]

71

 Cálculo del Coeficiente de Transferencia de Diseño (UD).

Para el diseño se ha considerado un factor de obstrucción de 0.001 para ambos lados de la tubería.

[

]

 Cálculo de Área de Tubería. [

]

 Cálculo de la Longitud de la Tubería.

Para la tubería de 11/4: [

]

Se dispone de cierto número de horquillas de 12.19 pies de longitud: [ ] [ ]  Cálculo del Número de Horquillas.

La longitud de la horquilla (Lhorquilla) será la longitud por dos: [

]

72 8.6

HORNO (Q-110)

Para el diseño del horno usaremos el método de Lobo-Evans 

Eficiencia del horno

Para fines de cálculo consideraremos un 2% de perdidas por la pared

Donde: 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 = 0.93 Eff = 93% 

Calor requerido para calentar el flujo ∆Hv =

Cp*∆T

73 

Cantidad de combustible

̇

̇

̇

El rendimiento del proceso es del 93 %, entonces la masa de combustible por hora requerido para este rendimiento es de: ̇ ̇

̇

̇ ̇



Calculo del calor recibido (

)

Para: hc=2 A= 2*α*Acp F=0.57 σ=1 ( Suponemos Ts= 400 [˚F] y Tg= 793 [˚F]

)

74



Calculo de la superficie



Calculo del numero de tubos

Se usaran tubos de: Do= 0.42 pies L= 15 pies

‫ח‬



Calculo del Acp

Donde: Pt= 0.875 pies

Para α=0.937

75 

Calculo de la superficie refractaria



Calculo del área exterior de tubos

8.7

REACTOR (R-120)

Se usara un reactor de lecho empacado

r1  k1c p cb

mole / g cat sec

 24.90  k1  35 .  104 exp   RT  Donde: Las unidades de la energía de activación son kcal/mol, Las unidades de la concentración son mol/L temperatura esta en K Las unidades de la temperatura son en Kelvin. DATOS

76



Tabla estequiometrica

Propileno (A) Benceno (B) Cumeno (C)

Nao Nbo 0

-Nao*Xa -Nao*Xa Nao*Xa



Las concentraciones están dadas por:



Calculo de la fracción



Balance de masa

Nao*(1-Xa) Nao*(θb-Xa) Nao*Xa

77

Donde:



Balance de energía



Caída de presión

Resolviendo las tres ecuaciones diferenciales en Polymath, tenemos una tabla que nos indica la cantidad de masa de catalizador, la conversión, temperatura y caída de presión, esta tabla se detalla a continuación:

78

m [g] 0 250 500 750 1000 1250 1500 1750 2000 2250 2500 2750 3000 3250 3500 3750 4000 4250 4500 4750 5000



Xa 0 0.0084 0.0201 0.0383 0.0780 0.0980 0.2134 0.3987 0.4254 0.4898 0.5202 0.5465 0.5934 0.6138 0.6945 0.7866 0.8332 0.8967 0.9423 0.9578 0.9639

T [K] 623 645.76 665.90 685.82 698.56 714.98 729.15 703.21 675.89 645.98 623.65 598.97 575.32 554.80 530.50 520.48 515.33 493.15 464.91 421.46 398.38

Y 1 0.98 0.95 0.92 0.89 0.84 0.79 0.76 0.73 0.69 0.65 0.59 0.53 0.48 0.42 0.36 0.30 0.24 0.16 0.10 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.

79

Conversion en funcion de la masa de catalizador

1.2 1 0.8 0.6

Xa

0.4 0.2 0 0

1000

2000

3000

4000

5000

6000

Temperatura en funcion de la masa de catalizador 800 700 600 500 400 300 200 100 0

T [K]

0

1000

2000

3000

4000

5000

6000

Caida de presion en funcion de la masa de catalizador

1.2 1 0.8 0.6

Y

0.4 0.2 0 0

1000

2000

3000

4000

5000

6000

80 9. ESTIMACION DE COSTOS DE LOS EQUIPOS Cálculos de estimación de la inversión fija utilizando la técnica de bare module cost (CBM) Cálculos realizados por la técnica de Bare Module Cost (CBM).Las tablas utilizadas son las que se encuentran a continuación y son del libro: “Analysis, Síntesis, and Design of Chemical Processes” del autor Richard Turton en la segunda edición. a. Costo estimado para el tanque de mezclado (Equipo A-111): Dimensiones: Longitud: Diámetro:

4.008 m 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 (P  1)  D (1  1)  1.4  0.00315  0.00315 2[850 - 0.6 (P  1 ) ] 2[850 - 0.6 (1  1 ) ] Fp = = 0.0063 0.0063

= 0.76

De la tabla A.3

Numero de identificación = 18

En la figura A.8 De la tabla A.4:

FM = 1 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

81 b. Costo estimado de la bomba (Equipo L-113):

Centrifugal, 85% efficient, driver rated at 11 Hp Condiciones de operación:

Presión de entrada = 24.3 bar Presión de salida = 31.5 bar

De la figura A.3: Cpo/Ws = 414 $/KW

Para: Ws = 11 Hp (8.2 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 En la figura A.8 De la tabla A.4:

Numero de identificación = 37 FM = 1 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 = 2150.9 $/KWx21.9 KW = $ 4818

Cpo/Ws = 2150.9 $/KW

82

De la tabla A.2

C1 = -0.3935 C2 = 0.3957 C3 = -0.00226

LogFp = C1 + C2xLogP + C3x (LogP)2 LogFp = -0.3935 + 0.3957xLog31.25 - 0.00226x (Log31.25)2 Fp = 1.51 De la tabla A.3 En la figura A.8 De la tabla A.4:

Numero de identificación = 37 FM = 1 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 En la figura A.8

Numero de identificación = 1 FM = 1

83 De 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. Cpo/Q = 83 $/KW

Para: Q = 1772 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 En la figura A.8 De la tabla A.4:

Numero de identificación = 18 FM = 1 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

84 f. Costo estimado del Reactor catalítico (Equipo R-120): Volumen = 4.1 m3

Condiciones de operación: Presión de entrada = 31.25 bar Presión de salida = 1.75 bar

Tomaremos como referencia el dato para el Vessel

De la figura A.7 para Vessel vertical: Para: V = 6.5 m3

Cpo/V = 4300 $/m3

Cpo = 4300 $/m3x6.5m3 = $ 27950 (31.25  1)  1 (P  1)  D  0.00315  0.00315 2[850 - 0.6 (31.25  1 ) ] 2[850 - 0.6 (P  1 ) ] Fp = = = 3.58 0.0063 0.0063

De la tabla A.3 En la figura A.8 De la tabla A.4:

Numero de identificación = 18 FM = 1 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

85

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 En la figura A.8 De la tabla A.4:

Numero de identificación = 10 FM = 1 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: Diámetro:

5.2 m 1m

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 = 7140 $/m3x4.1m3 = $ 29274

Cpo/V = 7140 $/m3

86

(31.25  1)  1 (P  1)  D  0.00315  0.00315 2[850 - 0.6 (31.25  1 ) ] 2[850 - 0.6 (P  1 ) ] Fp = = = 3.58 0.0063 0.0063

De la tabla A.3

Numero de identificación = 18

En la figura A.8 De la tabla A.4:

FM = 1 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: Cpo/Ws = 2500 $/KW

Para: Ws = 1.0 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 De la tabla A.4:

FM = 1 B1 = 1.89 B2 = 1.35

87 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 Condiciones de operación:

Área = 151 m 2 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 En la figura A.8 De la tabla A.4:

Numero de identificación = 10 FM = 1 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.

88 TABLA #7: Resultado de costos obtenidos de los equipos importados para la producción del Cumeno RESULTADO DE COSTO OBTENIDOS DE LOS EQUIPOS IMPORTADOS AL PERU PARA LA PRODUCCION DEL CUMENO TIPO DE EQUIPOS

COSTOS $

Tanque de mezclado

121566

Bomba

22340

Bomba

31123

Intercambiador de calor

39382

Calentador

11163,03

Reactor catalítico

402850

Intercambiador de calor

185589

Unidad Flash

421927

Bomba

13320

Condensador y reboiler

242451

Calculo del costo del reactor

36986,48

Columna de destilación 1

26541,2

Columna de destilación 2

181882

COSTO TOTAL EQUIPOS = 304414

$

COSTO TOTAL EQUIPOS = 304.414 miles de $

89 TABLA #8: Costo de equipos

90

91

COSTO DE COMPRESORES

92

93

94

95

96

97

98

99

100

10. EVALUACION FIANCIERA

PLANTA DE PROCUCCIÓN DE CUMENO

Cuadro Nº1 Capacidad Instalada y Condiciones de Operación

Capacidad de Producción Tiempo de Operación

Cantidad 90000 330

Unidad TON / año dias/año

101

Cuadro Nº2 Programa de producción y ventas

Años 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018 2019

Uso de Capacidad 75% 80% 85% 90% 95% 100% 100% 100% 100% 100%

Precio del Producto

Producción (TON) 67500 72000 76500 81000 85500 90000 90000 90000 90000 90000

1,2

Ventas (TON) 67500 72000 76500 81000 85500 90000 90000 90000 90000 90000

mil $ / TON

Ventas (Miles de $) 81000 86400 91800 97200 102600 108000 108000 108000 108000 108000

102

Cuadro Nº3 Inversión Fija Costo de planta Maquinarias y Equipos Instalación y Montaje Total Costo de Planta Inversión Fija Depreciable Edificaciones Maquinarias y Equipos Instalación y Montaje Total Inversión Fija Depreciable

Cantidad (miles de $) 304,42 120 424,42 Cantidad (miles de $) 100 304,4 120 524,4

Inversión Fija Concepto Terreno Edificaciones Maquinarias y Equipos Gastos instalación, montaje y otros Gastos Pre-operativos Prueba de Pre-arranque Inversión Fija Total

Monto (miles de $) 80 100 304,4 120 40 2544 3188

103

Cuadro Nº4 Costos Variables Unitarios Concepto

a. Costo de Manufactura benceno propileno Combustible Otros Costos Variables Total Costo de Manufactura b. Gastos de Ventas (5% precio de venta) c. Costos Administrativos Total Costos Variables Unitarios

Unidad

Insumo / Kg Producto

Precio de insumo $ / Kg Producto

CVU (MIl$ / TON)

Kg Kg Gal

0,7614 0,4315 0,6

0,2705 0,209 0,5

0,2059587 0,0901835 0,3 0,3 0,9 0,06

5%

0 0,96

104

Cuadro Nº5 Costos Fijos Para determinar el MOD (mano de obra directa) Número de Operadores 24 Número de sueldos al año 14 Sueldo 485 $/(mes*operario) Concepto a. Costo de Manufactura Gastos Directos de fabricación Mano de obra directa (MOD) Gastos Indirectos de fabricación Mano de obra indirecta(MOI): %MOD Supervisión directa: %(MOD+MOI) Suministros: % del costo de planta Mantenimiento y reparación: % costo de planta Control de Calidad: % del MOD Depreciación: % Inv. Fija Depreciable Seguro de Fábrica: % Inv. Fija Depreciable Gastos generales de planta: % Inv. Fija Depreciable Sub total de Costo de Manufactura Fijos b. Gastos de Ventas c. Gastos Administrativos (14 meses) Total de Costos Fijos Total de Costos Fijos Desembolsables (sin depreciación)

Porcentaje

$/mes

$/año

Miles $/año

11640

162960

163

20% 20% 1% 6% 15% 10% 3% 0,50

32,6 39,1 4,2442 25,4652 24,4 52,4 15,732 2,622

%

12000

168000

359,6 0 168 528 475,2

105

Cuadro Nº6 Pruebas de Pre - arranque

Total

Produccion Año 1 Base de producción

67500 0,5

TON mes

Producción en la base

2812,5

TON

Costos Variables de Manufactura Costos Fijos: MOD

Miles de $ 2520,4 23,3 2543,7

106

Cuadro Nº7 Capital de Trabajo Produccion Año 1 Base de producción Producción en la base Costos Variables Total Costos Fijos desembolsables Total

67500 1 5625 Miles $ 5378,3 39,6 5417,9

TON mes TON

Cuadro Nº8 Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Inversión Fija

Condiciones Financieras Monto de Prestamo Plazo Periodo de Gracia Tasa de Interés Forma de desembolso Duración de la Obra Tasa Semestral

1913 7 2 16% 60%

miles de $ años años Liquidable Semestralmente al inicio de la obra

40% 1 8%

al final de la obra año

107

60% de la Inversión Fija Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Inversión Fija

Periodo de Gracia

Pago de Intereses

Amortización Préstamos

Servicio de la Deuda

Semestre

Capital Adeudado

0

1148

1 2 3 4 5

1148 1913 1913 1739 1565

92 92 153 153 139

0 0 0 174 174

92 92 153 327 313

6 7

1391 1217

125 111

174 174

299 285

0 Duracion de la Obra Año 1

Año 2

Año 3 8 9

1043 869

97 83

174 174

271 257 Año 4

10 11

696 522

70 56

174 174

243 230

12

348

42

174

216

Año 5

108

13

174

28

174

202

14

0

14

174

188

Año 6

Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Inversión Fija Año

Intereses

Servicio de la deuda

Pre Operativa

184

184

1

306

480

2

264

612

3

209

556

4

153

501

5

97

445

6

42

390

Total

1255

3168

109

Cuadro Nº9 Calendario de Amortización y Pago de Intereses de la Capital de Trabajo Condiciones Financieras Monto de Prestamo: 2709 miles de $ Plazo 3 Años Periodo de Gracia 1 Año Tasa de Interès 20% Liquidable Semestralmente Forma de desembolso: 100% al final de la obra Duración de la Obra: 1 año Tasa semestral 10% Al 50 % de capital de trabajo

Periodo de Gracia

Semestre

Capital adeudado

Pago de Intereses

Amortización Préstamo

Servicio de la deuda

0

0

0

0

0

1 2

0 2709

0 0

0 0

0 0

3

2709

271

0

271

4 5 6 7 8

2167 1625 1084 542 0

271 217 163 108 54

542 542 542 542 542

813 759 704 650 596

Duracion de la obra Año 1 Año 2 Año 3

110

Año

Intereses

Pre Operativa 1 2 3 Total

0

Servicio de la deuda 0

542 379 163 921

1084 1463 1246 3793

Relacion D/C Deuda Capital

1,1 53% 47%

Cuadro N° 10 Plan de Inversión y Financiamiento (Miles $)

Cuenta Inversión Fija Capital de Trabajo Interesos Pre Operativos Total

Inversión 3188 5418 184 8790

Deuda 1913 2709 0 4622

Capital 1275 2709 184 4168

111

Cuadro Nº11 Estado de Pérdidas y Ganancias (Miles de $) Componente Ingreso por Ventas Costos Costos Variables (CV) Costos Fijos (CF) Total Costos Utilidad Operativa Intereses UAI Impuestos (30%) Utilidad Neta

1 81000

2 86400

3 91800

4 97200

5 102600

64540

68842

73145

77448

81750

528 65067 15933 848 15085 4525 10559

528 69370 17030 644 16387 4916 11471

528 73672 18128 371 17756 5327 12429

528 77975 19225 153 19072 5722 13350

528 82278 20322 97 20225 6067 14157

6 108000

7 108000

8 108000

9 108000

10 108000

86052,798 86052,798 86052,798 86052,798 86052,798 528 86580 21420 42 21378 6413 14965

528 86580 21420 0 21420 6426 14994

528 86580 21420 0 21420 6426 14994

528 86580 21420 0 21420 6426 14994

528 86580 21420 0 21420 6426 14994

112

Cuadro Nº12 Flujo Caja

1

2 3=1-2 4 5=3-4 6 7 8=5-6-7

Componente Ingreso por ventas Egresos Operativos Costos Variables Costos Fijos (sin cosiderar depresiación) Impuesto a la renta (30%) Total Egresos Saldo Caja Operativo Inversión Total Fondos generados (Global Económico) Servicio a la deuda Crédito Total Saldo Caja 2 (Flujo Financiero)

0

1 81000

2 86400

3 91800

4 97200

5 102600

6 108000

7 108000

8 108000

9 108000

10 108000

64540 475

68842 475

73145 475

77448 475

81750 475

86053 475

86053 475

86053 475

86053 475

86053 475

4525

4916

5327

5722

6067

6413

6426

6426

6426

6426

0

69540 11460

74233 12167

78947 12853

83644 13556

88293 14307

92941 15059

92954 15046

92954 15046

92954 15046

92954 15046

8790 -8790

11460

12167

12853

13556

14307

15059

15046

15046

15046

15046

1564

2075

1803

501

445

390

0

0

0

0

9896

10092

11050

13055

13862

14669

15046

15046

15046

15046

0 4622 13411

113

FONDO GENERADO ECONOMICO GLOBAL

año

Fondo Generado Económico Global (x)

1

11460

2

12167

3

12853

4 5

13556 14307

6

15059

7 8

15046 15046

9 10

15046 20586

114 Cuadro Nº13 Punto de Equilibrio Operativo (Miles de $)

Uso de Capacidad 0% 10% 20% 30% 40% 50% 60% 70% 80% 90% 100%

Producción Costos Fijos(CF) (TON) 0 528 9000 528 18000 528 27000 528 36000 528 45000 528 54000 528 63000 528 72000 528 81000 528 90000 528

Producción (TON) Punto de equilibrio

65700

Costos Variables(CV) 0 8605 17211 25816 34421 43026 51632 60237 68842 77448 86053

Uso de Capacidad 73,0%

Costo del Producto (CP) 528 9133 17738 26343 34949 43554 52159 60765 69370 77975 86580

Ventas

Utilidad

0 10800 21600 32400 43200 54000 64800 75600 86400 97200 108000

-528 1667 3862 6057 8251 10446 12641 14835 17030 19225 21420

115

Cuadro Nº14 Punto de cierre de la Planta (Miles de $)

Uso de la capacidad

0% 10% 20% 30% 40% 50% 60% 70% 80% 90% 100%

Producción Costos (TON) Fijos (Vivos) 0 9000 18000 27000 36000 45000 54000 63000 72000 81000 90000

475 475 475 475 475 475 475 475 475 475 475

Costos Fijos (Hundidos) 52 52 52 52 52 52 52 52 52 52 52

Producción (TON) Punto de cierre

65700

Costos Fijos (Totales) 528 528 528 528 528 528 528 528 528 528 528

Costos Variables (CV)

Costo del Producto (CP)

0 8605 17211 25816 34421 43026 51632 60237 68842 77448 86053

528 9133 17738 26343 34949 43554 52159 60765 69370 77975 86580

Uso de Capacidad 73,0%

Costo del Ingreso Utilidad Liquidez Producto por (Vivos) Venta 475 9080 17686 26291 34896 43502 52107 60712 69317 77923 86528

0 10800 21600 32400 43200 54000 64800 75600 86400 97200 108000

-528 1667 3862 6057 8251 10446 12641 14835 17030 19225 21420

-475 1720 3914 6109 8304 10498 12693 14888 17083 19277 21472

116

Cuadro Nº 15 Carta Economica de la Producción

Costos Unitarios Uso de Producción (TON) Capacidad

Costos Fijos Unitarios(CFU)

Costos VariablesUnitarios(CVU)

Rentabilidad

10%

9000

0

0,96

Costo del Producto Unitario (CPU) 1,01

Ventas

Utilidad

ROI

ROV

10800

1667

19%

15%

20%

18000

0

0,96

0,99

21600

3862

44%

18%

30%

27000

0

0,96

0,98

32400

6057

69%

19%

40%

36000

0

0,96

0,97

43200

8251

94%

19%

50%

45000

0

0,96

0,97

54000

10446

119%

19%

60%

54000

0

0,96

0,97

64800

12641

144%

20%

70%

63000

0

0,96

0,96

75600

14835

169%

20%

80%

72000

0

0,96

0,96

86400

17030

194%

20%

90%

81000

0

0,96

0,96

97200

19225

219%

20%

100%

90000

0

0,96

0,96

108000

21420

244%

20%

117

Cuadro Nº 16 Costo promedio de la deuda Cuenta

Monto

Representa

Tasa Efectiva

Ponderado

Inversión Fija

3188

37%

16,6%

6%

Capital de Trabajo Inversión Total

5418 8606

63%

21,0%

13,2% 19%

Cuadro Nº 17 Cálculo del Costo de Capital Global

Deuda Capital Costo de Capital (COK)

Costo dinero en % 19,4% 16%

Relación D/C 53% 47%

Promedio Ponderado 10,2% 7,6% 17,8%

118

Cuadro Nº18 Cálculo del VANE (VAN económico) y TIRE (TIR económico) Costo de Capital (COK o tm) Si VANE>0 Si VANEtm TIRE0 ACEPTAR TIRF>tm ACEPTAR Si VANF