calculos economicos hans

UNIVERSIDAD NACIONAL MAYOR DE SAN MARCOS

FACULTAD DE QUÍMICA E INGENIERÍA QUÍMICA

E.A.P: INGENIERÍA QUÍMICA

DEPARTAMENTO ACADÉMICO DE ANÁLISIS Y DISEÑO DE PROCESOS

CÁLCULOS ECONÓMICOS EN INGENIERÍA QUÍMICA

ESTIMACIÓN DEL CAPITAL PARA LA PRODUCCIÓNDEL ÓXIDO DE ETILIENO

ESTIMACIÓN DEL CAPITAL PARA LA PRODUCCIÓN DEL ÓXIDO DE ETILIENO

Óxido de etileno

El óxido de etileno es un gas incoloro, inflamable y tóxico, que es técnicamente el epóxido más importante. En el proceso de obtención más antiguo, el etileno y el cloro se pasan por una columna de absorción en contracorriente respecto de una corriente pulverizada de agua. En la parte inferior se separa una solución de clorohidrina del etileno al 5%. Calentando esa solución a 100º con un exceso de un 10%, de una suspensión de cal se convierte en el óxido. Se separa por destilación de una pequeña cantidad de cloruro de etileno, de etilenglicol y de eter beta-cloroetílico formados como subproductos.

En el proceso más reciente se prepara por oxidación directa del etileno con aire o con oxígeno en presencia de un catalizador de plata.

El óxido de etileno ha sido producido comercialmente a través de dos métodos básicos: el proceso de la clorhidrina y el proceso de oxidación directa. El proceso de la clorhidrina fue introducido durante la primera guerra mundial en Alemania por Badische Anilin, Soda Fabrik (BASF) y otros. El proceso involucra la reacción de Etileno con ácido hipocloroso seguido por la dehidroclorinación de la clorhidrina resultante obteniéndose Oxido de Etileno y Cloruro de Calcio. Union Carbide Co. fue la primera empresa que comercializó este proceso en los Estados Unidos en 1925. El proceso de la clorhidrina no es competitivo económicamente y es por ello que fue rápidamente reemplazado por el proceso de oxidación directa convirtiéndose ésta en la tecnología dominante. Actualmente toda la producción mundial de Oxido de Etileno se lleva a cabo por el proceso de oxidación directa de Etileno.

Propiedades físico químicas del óxido de etileno

-Fórmula

-Densidad 0,896(g/cm3)-Densidad del vapor 1,49 (respecto al aire)

-Punto de ebullición 760 mm: 10,4º C

-Temperatura de inflamación - 18º C

-Explosividad % volumen de aire Ls = 100% Li = 3%

-Temperatura de auto inflamación 429º C

-Características organolépticasLíquido o gas, incoloro, de olor parecido al éter, irritante a altas concentraciones.

-SolubilidadMiscible en agua y en la mayoría de los disolventes orgánicos (alcohol, éter...).

-Reactividad químicaEl óxido de etileno es un compuesto de poder reactivo muy elevado. En estado líquido se

polimeriza fácilmente. La reacción es fuertemente exotérmica y puede ser explosiva.La polimerización del óxido de etileno puede acelerarse por acción directa de la luz, del calor o de productos químicos diversos: potasio, cloruro de hierro, de estaño, de cinc y de aluminio, óxidos de hierro y aluminio, ácidos y bases...Algunos metales actúan como catalizadores de descomposición del óxido de etileno tales como: cobre, plata, mercurio, magnesio y sus compuestos, y pueden ser origen a explosiones. Similarmente puede reaccionar vigorosamente en amoníaco, alcoholes, aminas y ciertos productos oxidantes.Su descomposición térmica puede dar lugar a la formación de diversos compuestos: ceteno, acetaldehido, óxido de carbono, metano, etano, propano e hidrógeno.Adiciona muchas sustancias (hidrógeno, agua, ácido clorhídrico, amoníaco, alcoholes y otras) formando compuestos derivados del alcohol etílico. Con catalizadores se obtiene 1,4 dioxano, dímero del óxido de etileno y diéter cíclico del etilenglicol, que se emplea como disolvente de muchos compuestos orgánicos e inorgánicos.

Usos y Aplicaciones del óxido de etileno (OE) y el mono-etilenglicol (MEG)

El mercado de los productos derivados del óxido de etileno son los glicoles, poliglicoles y los polioles que se utilizan para la elaboración de fibras, refrigerantes y espumas.En los últimos años se ha detectado un enorme crecimiento en lo que se refiere a la fabricación de glicoles en el mundo. Dado que el óxido de etileno tiene grandes limitaciones en lo que respecta a su transporte, debido a consideraciones de seguridad, la mayoría de las plantas productoras de glicoles tienen como vecinos directos a plantas productoras de óxido de etileno. Esto también es un factor económico muy importante en la creciente asociación de plantas de óxido de etileno con plantas productoras de glicoles.La mayoría de las plantas productoras de óxido de etileno incluyen una planta de producción de glicoles asociada, capaz de procesar las corrientes de producto de óxido de etileno y recuperar su valor como glicoles. Integrando ambas plantas, no es indispensable para determinadas tecnologías el deshidratar y purificar el óxido de etileno para producir glicoles grado fibra, generando un gran ahorro en lo referente al costo de capital y una mayor generación de utilidades.Las aplicaciones más importantes del óxido de etileno y sus derivados se presentan en el siguiente cuadro:

Materias primas en la producción de óxido de etileno

Para una planta productora de óxido de etileno de 100 tn/día en solución acuosa, se presenta los requerimientos y parámetros de las materias primas:

Etileno Metano Oxígeno Agua Fuerza Electro-Motriz Servicios Auxiliares varios

-OxígenoLa cantidad de Oxígeno necesaria para una producción de 100 tn/día de óxido de etileno es de 2577,2 Nm3/h, con una pureza superior al 99,5% molar, utilizando una relación de consumo de 1 tn EO/1,26 tn O2, que resulta de los consumos óptimos de óxido de etileno

basado en el proceso de producción de Dow Chemical Company.

Pureza [% molar] >99,5

Temperatura [°C] 15 – 35

Presión [kPa] 1570

Caudal de Consumo [Nm3/h] 3000

-EtilenoPara una producción de 100 tn/día de OE se requieren 125 tn/día de Etileno debido al rendimiento del 80% en la reacción química, que es independiente de la tecnología utilizada.

Pureza [% molar] 100


Presión [kPa] 1570


-Metano

El Metano sólo es utilizado como gas de relleno en el proceso de obtención de OE, siendo reciclado casi en su totalidad. Si bien la cantidad de Metano que circula en el proceso es alta, su consumo es prácticamente nulo debido a la alta selectividad del Etileno por el Oxígeno. Es por ello que se lo considera como una materia prima básica sólo para la puesta en marcha y durante la puesta a régimen de la planta.



Presión [kPa] 1570


-Agua de proceso



Presión [kPa] 700

Caudal de Consumo [m3/h] 50

-Agua de refrigeración


Temperatura [°C] 220

Presión [kPa] 2320

Caudal Circulante (líq.) [m3/h] 10

-Solución de K2CO3

Concentración [% másico] 25


Presión [kPa] 280

Caudal Circulante [m3/h] 30

El valor de solución de Carbonato de Potasio requerido corresponde al caudal inicial. Al integrar un circuito cerrado dentro de la planta sólo se requiere de solución de K2CO3 adicional en el caso de existir pérdidas y/o purgas.

-Hot Oil


Temperatura [°C] 300

Presión [kPa] 400

Caudal Circulante [Am3/h] 1200

El caudal de solución de Hot Oil requerido corresponde al caudal inicial. Al integrar un circuito cerrado dentro de la planta sólo se requiere de Hot Oil adicional en el caso de existir pérdidas y/o purgas.

Procesos de la producción de óxido de etileno

Las tecnologías publicadas por las tres compañías líderes en la producción de Oxido de Etileno empleando Oxígeno como oxidante presentan similitudes entre si.El proceso se compone en todos los casos por cuatro etapas constituyentes:

-Oxidación. Etileno, Oxígeno y gas de reciclo se comprimen e ingresan a un reactor o tren de reactores multitubulares (1), empleando un catalizador a base de Plata. El Oxido de Etileno corresponde al único producto de la reacción principal. Existe paralelamente una reacción secundaria de combustión de Etileno responsable de la generación de los únicos dos subproductos, Dióxido de Carbono y Agua. La temperatura de oxidación es controlada circulando Agua a temperatura de ebullición en la camisa del reactor.

-Absorción de Oxido de Etileno. El Oxido de Etileno contenido en los gases de salida del reactor es absorbido con Agua (2).

-Absorción de Dióxido de Carbono. Parte (SD, Shell) o todo (UC) el gas de salida del absorbedor de Oxido de Etileno es alimentado a un sistema de absorción de Dióxido de Carbono (3,4) antes de ser recirculado al reactor.

-Purificación de Oxido de Etileno. La solución de Oxido de Etileno proveniente del absorbedor de Oxido de Etileno es tratada en un sistema de fraccionamiento, obteniéndose así el Oxido de Etileno purificado. (5 o 5, 6, 7)

La cantidad de equipos presentes en la purificación de Oxido de Etileno dependerán de los requerimientos en cuanto a la pureza del producto.Los procesos tradicionales de purificación consisten en una columna para eliminar el Agua o material pesado y otras dos columnas para rectificar el producto y eliminar los componentes livianos. Si el interés se centra en la producción de Glicoles, se puede proceder a eliminar los componentes ligeros, pero no el total de Agua, ya que la producción de Glicol se realiza por hidrólisis.La solución de Agua y Oxido de Etileno necesaria para la producción de Glicoles típicamente varía entre 8 y 12 % en peso de Oxido de Etileno. Esta concentración dictará la distribución entre Monoglicol, Diglicol, Triglicol etc.

Equipos

-Sistema de Purificación de Oxido de EtilenoEl sistema de purificación del Oxido de Etileno recuperado en el absorbedor consiste en una torre de destilación que separa el Agua de los componentes livianos y una segunda Torre de absorción que recupera el Oxido de Etileno presente en los gases de salida del tope.

-Sistema de Remoción de Dióxido de CarbonoConcentraciones de Dióxido de Carbono por encima del 15% molar afectan negativamente la actividad del catalizador de Plata, siendo necesario tratar la corriente de reflujo antes de ingresarla al reactor.Existen dos sistemas típicos para remoción de Dióxido de Carbono en gases empleando Aminas o Carbonato de Potasio como agentes de absorción. Las Aminas no son aptas, debido a que reaccionan fuertemente con el Oxido de Etileno, introduciendo contaminación y ciertos riesgos de seguridad y de calidad. En adición, las aminas afectan el catalizador de Plata y también tienen un fuerte efecto negativo en la calidad del Oxido de Etileno producido. El carbonato, como sal, es no volátil y solamente se introduce en el sistema de reacción de Oxido de Etileno si se arrastra físicamente el líquido del sistema de absorción de Dióxido de Carbono al gas del ciclo de reacción. Las Aminas tienen presión de vapor y por lo tanto estarán presentes en el gas del ciclo de reacción.

-CatalizadorLa elección del catalizador es el factor fundamental para determinar la utilidad económica del proceso ya que conforma una parte importante en el mecanismo de reacción afectando

su cinética. Todas las unidades de oxidación de Etileno emplean exclusivamente catalizadores a base de Plata, aunque su composición puede variar considerablemente.Los catalizadores se dividieron históricamente en dos grupos, aquellos que ofrecían altos niveles de conversión, llamados catalizadores de alta actividad y catalizadores de alta eficiencia.Existen actualmente catalizadores llamados de alta productividad que ofrecen a la vez alta eficiencia y altos niveles de conversión, siendo un catalizador de la empresa Dow Chemicals (Meteor Process) el primero en esta categoría, permitiendo el desarrollo de plantas de gran magnitud capaces de operar con un solo reactor.Según la bibliografía la selectividad de la reacción de síntesis de Oxido de Etileno empleando Oxígeno como agente oxidante y catalizadores convencionales de Plata soportados en alúmina es de 80% aproximadamente, mientras que la conversión alcanzada promete un valor de 26%.

Scientific Design Co, Inc.

Tecnologías para la producción de óxido de etileno

Las licencias de tecnología actualmente existentes para la producción de Oxido de Etileno por oxidación directa pertenecen a las empresas Shell, Scientific Design (SD), Union Carbide Corporation (UC, subsidiaria de Dow Chemicals Co.), Japan Catalityc, Snam Progetti y Hüls.Todas las tecnologías son muy similares, aunque existen diferencias dependiendo principalmente si se emplea aire u Oxígeno puro como oxidante. Las plantas de Shell solo utilizan Oxígeno como agente oxidante mientras que Scientific Design y Union Carbide Corporation han desarrollado también plantas basadas en la oxidación con aire.

Aire vs. Oxígeno. Consideraciones Económicas

El proceso basado en el empleo de Oxígeno y aquel que usa aire son similares, pero existen algunas diferencias. Si bien no describiremos en esta sección ambos procesos, se analizarán los costos asociados a ambas modalidades en busca de una conclusión en cuanto a la conveniencia de uno u otro para la producción. Existen dos características que dictan la diferencia en costos de capital para ambos casos.El aire introduce al proceso una gran cantidad de Nitrógeno requiriendo de una inversión adicional en reactores de purga, absorbedores asociados y sistemas de recupero de energía del gas de venteo (no es rentable al usar Oxígeno, ya que el caudal de venteo es menor). Sin embargo los sistemas con Oxígeno puro necesitan incorporar un proceso para obtener este insumo a partir de aire o bien aumentar los costos de materias primas adquiriendo Oxígeno desde un proveedor, además de un sistema de remoción de Dióxido de Carbono ausente en la primera modalidad. Comparando la inversión necesaria para capacidades mayores a 20.000 tn/año, las plantas operantes con Oxígeno tienen menor costo de capital incluso en los casos en que se decide incluir un sistema de separación de aire. Sin embargo para plantas de escalas menores la inversión del proceso con aire es menor que aquella requerida para el proceso con Oxígeno, a menos que se decida la compra de Oxígeno desde una gran unidad de separación que sirva a varios clientes.Existen también gran cantidad de consideraciones en cuanto a los costos operativos que difieren significativamente entre los dos procesos. Los costos del catalizador, del Oxígeno y del Etileno son factores críticos a la hora de definir las economías relativas.Para un mismo tipo de catalizador el proceso con Oxígeno opera a selectividades mayores y requiere menos volumen de catalizador.Aunque el costo del Etileno constituye el 60% del costo total de fabricación para ambos casos, cambios en el costo del Etileno solo influencian débilmente el costo final del producto en ambos casos.Por otro lado, el aumento en el precio del Oxígeno tiene un efecto mucho más significante en la economía de una unidad de Oxígeno. El proceso a base de Oxígeno no genera un volumen de purga de gas lo suficientemente alto como para llevar adelante una recuperación de energía significativa. Asimismo posee un considerable requerimiento de calor para los equipos de desorción de Dióxido de Carbono. El costo de compresión de una planta basada en Oxígeno es ligeramente mayor que el de una planta similar basada en el proceso de aire.La pureza de las materias primas determinará también la economía relativa entre ambos procesos. Si la pureza del Oxígeno es baja el volumen de la purga de gas (rica en Etileno) se incrementa marcadamente, haciendo que el proceso basado en Oxígeno sea menos atractivo. En general, a medida que disminuye la pureza del Etileno, el proceso con aire resulta más atractivo. Sin embargo, un proceso a base de aire, podría requerir de un sistema

de purificación si se detectara la presencia de impurezas tales como sulfuros, halógenos e hidrocarburos pesados.Se puede apreciar que no se puede llegar a una conclusión general para los costos operativos de ambas tecnologías, como así tampoco establecer la superioridad de un proceso frente a otro.Sin embargo, todas las plantas productoras de Oxido de Etileno construidas en los últimos 15 años operan bajo la modalidad de Oxígeno puro, y un gran número de plantas existentes a base de aire fueron transformadas durante el mismo período.

BALANCE DE MASA Y ENERGÍA

En el reactor R-701

En el reactor R-702

En la torre T-701

25% eficiencia de platos.20 platos de acero inoxidable.

C2H4 1047.91kmol/hC2H4O 6.47 kmol/hCO2 31.71 kmol/hO2 6331.12 kmol/hN2 28191.39 kmol/hH2O 30.98kmol/h

REACTOR

REACTOR

C2H4 838.76 kmol/hC2H4O 206.79 kmol/hCO2 49.56 kmol/hO2 6204.19 kmol/hN2 28191.39 kmol/hH2O 48.82 kmol/h

Q=33202

Q=26179 C2H4 837.96 kmol/hC2H4O 15.45 kmol/hCO2 49.55 kmol/hO2 6202.74 kmol/hN2 28188.72 kmol/hH2O 63.24 kmol/h


11 12

19 20

ABSORBEDOR

H2O 20000 kmol/h




En la torre T-702


En la torre T-703


ABSORBEDOR

H2O 20000 kmol/h





C2H4 0 kmol/hC2H4O 354.04 kmol/hCO2 0 kmol/hO2 0 kmol/hN2 0 kmol/hH2O 0.35 kmol/h

C2H4 0 kmol/hC2H4O 2.18 kmol/hCO2 0 kmol/hO2 0 kmol/hN2 0 kmol/hH2O 40000.39 kmol/h

COLUMNA DE

DESTILACIÓN

ESTIMACIÓN DEL CAPITAL DE COSTO (BARE MODULE COST)

Usando la forma de calculo del libro Turton, Baile y Whhiting.

COMPRESORES

C-701

C-702

C-703

C-704

C-705

INTERCAMBIADORES DE CALOR

E-701

E-702

E-703

E-704

E-705

E-706

E-707

E-708

E-709

REACTORES

R-701 (CS)

V=202m3 VOL=0.0428 * 4722 TUBOS=201.89

-De la ecuación A1.

logCP°(2001)= K1+ K2xlogA + K3x(logA)2 A es el vol dato

-De la tabla A1, para un reactor de tanque agitado:

K1= 4.1052 K2= -0.4680 K3= -0.0005

A=3.14 * (0.0738) *10 A=2.317 4722REACTORES * 2.317 =10940.87

Reemplazando:

Cp°(2001)= $ 1055.94

-Luego:

Cp°(2006)= $1055.94x1302/1094

Cp°(2006)= $ 1 256.66

-De la tabla A7:

FBM= 4

-Por lo tanto:

CBM = Cp° x FBM

CBM= $ 5 026.64

R-702 (CS)

V=202m3

-Por analogía con el reactor R-701, el cálculo y resultado es el mismo, entonces:

CBM= $ 5 026.64

TORRES

T-701 (CS)

20 platos 20 * 300.49=6009.8

D=5.6m h=12.2m

Presión = 30 bar

-Calculando el volumen DE 1 PLATO:

V=300.49 m3 A=300.49

Torre


logCp°(2001)= K1+ K2xlogA + K3x(logA)2

-De la tabla A1, para un reactor de tanque agitado:

K1= 3.4974 K2= 0.4485 K3= 0.1074

-Reemplazando:

Cp°(2001)= $ 185 397.67

-Luego:

Cp°(2006)= $185 397.67x1302/1094

Cp°(2006)= $ 220 646.95

-De la ecuación A3 y la tabla A4

FBM = B1 + B2xFMxFP

B1 = 2.25 B2 = 1.82

-De la tabla A3:

-El número de identificación es 18, luego de la figura A18:

FM = 1

-De la ecuación A2:

FP=

( P+1 ) xD2(850−0.6 ( P+1 ))

+0.00315

0.0063

-Reemplazando, se obtiene:

FP = 17.0798

-En la ecuación A3:

FBM = 33.3352

-Luego:

CBM = $ 220 646.95x 33.3353

CBM = $ 7 355 332.27

Platos (sieve trays)

-Calculando el área: A= 24.6301m2



-de la tabla A1, para un reactor de tanque agitado:

K1= 2.9949 K2= 0.4465 K3=0.3961

-Reemplazando:

Cp°(2001)= $ 24 160.72

-Luego:

Cp°(2006)= $ 24 160.72x1302/1094

Cp°(2006)= $ 28 886.86

-De la tabla A5:

CBM = Cp°xNxFBMxfq

-Para N>20 , entonces fq = 1

-De la tabla A6, el número de identificación es = 61

-Entonces de la figura A9:

FBM = 1.83

-En la ecuación de la tabla A5:

CBM = $ 28 886.86x20x1.83x1

CBM = $ 1 057 259.08

-Por lo tanto :

CBM torre+platos = $ 8 412 259.35

T-702 (CS)

-Por analogía con la torre T-701, el cálculo y resultado es el mismo, entonces:


T-703 (SS)

70 platos (reboiler + condensador )

D=5.6m h=12.2m

Presión = 10 bar

-Calculando el volumen:

V=2161.42 m3

Torre




K1= 3.4974 K2= 0.4485 K3= 0.1074

-Reemplazando:

Cp°(2001)= $ 1 539 467.90

-Luego:

Cp°(2006)= $ 1 539 467.90x1302/1094

Cp°(2006)= $ 1 832 163.80

- De la ecuación A3 y la tabla A4

FBM = B1 + B2xFMxFP

B1 = 2.25 B2 = 1.82

-De la tabla A3:


FM = 1


FP=

( P+1 ) xD2(850−0.6 ( P+1 ))

+0.00315

0.0063


FP = 8.7809


FBM = 18.2312

-Luego:

CBM° = $ 1 832 163.80x 18.2312

CBM° = $ 33 402 361.60

Platos (sieve trays)

-Calculando el área: A= 50.26m2




K1= 2.9949 K2= 0.4465 K3=0.3961

-Reemplazando:

Cp°(2001)= $ 79 592.43

-Luego:

Cp°(2006)= $ 79 592.43x1302/1094

Cp°(2006)= $ 94 725.17

-De la tabla A5:

CBM = CpxNxFBMxfq

-Para N>20 , entonces fq = 1

-De la tabla A6, el número de identificación es = 61

-Entonces de la figura A9:

FBM = 1.83

-En la ecuación de la tabla A5:

CBM = $ 94 725.17x70x1.83x1

CBM = $ 12 134 295.56

-Por lo tanto :


VASIJA (vessels)

V701 SS

Presión = 10 bar

Volumen de: V= 12.7m3

-De aquí: D= 1.7533m

-De la figura A7:

-Se obtiene:

Cp°/V = $ 680/m3

-Entonces:

Cp°(2001) = $ 8636

Cp°(2006) = $ 8636x1302/1094

Cp°(2006) = $ 10 277.95

-De la ecuación A3 y la tabla A4

FBM = B1 + B2xFMxFP

B1 = 1.49 B2 = 1.52

-De la tabla A3:


FM = 1


FP=

( P+1 ) xD2(850−0.6 ( P+1 ))

+0.00315

0.0063


FP = 2.3149


FBM = 5.0086

-Luego:

CBM = $ 10 277.95x 5.0086

CBM = $ 51 478.14

MÉTODO DE LANG

El costo de la planta es un múltiplo del costo del equipo.5

CTM=F ×∑ E

Donde:

C= costo de la planta E= costo de equiposF= factor de Lang F= 4.74 planta que procesa fluidos

Reemplazando:

CTM=4.74 × $ 101 168060

CTM=$ 479 536 604

CÁLCULO DE LA INVERSIÓN FIJA CON MÉTODO DE MÉTODO DEL LIBRO PETERS

ESTIMACIÓN DEL COSTO DE CAPITAL DE INVERSIÓN

Los porcentajes de los diversos costos que constituyen la inversión de capital fijo, indicando en el resumen que sigue, son aproximaciones aplicables a plantas comunes de procesos químicos. Se debe tener en cuenta que los valores que figuran en la tabla pueden sufrir modificaciones debidos a numerosos factores, como la localización de la planta, el tipo de proceso, la complejidad de la instrumentación, etc.

Para efecto de cálculo se tomara el valor obtenido del costo de los equipos adquiridos que es $ 101’168,060.00

COSTOS DIRECTOS (CD)

A. Equipo + Instalación + Instrumentación + Tubería y cañerías +Instalación eléctrica + Aislamiento + Pintura (50-60% de inversión de capital fijo)

1. Costo de equipo comprado.

El valor encontrado mediante cálculos fue de:$ 101’168,060.00 (01)

2. Instalación, incluyendo el aislamiento y la pintura (35-45% del costo del equipo adquirido)

El valor asumido es de 40% del costo del equipo comprado.

= 0.40 x $ 101’168,060.00 = $ 40 467 224 (02)

3. Instrumentación y control, instalada (6-30 % del costo del equipo adquirido) El valor supuesto de 18% del costo del equipo comprado.

= 0.18 x $ 101’168,060.00 = $ 18 210 251 (03)

4. Las tuberías y cañerías instaladas (10-80% del costo del equipo adquirido)

El valor asumido es del 45% del costo del equipo comprado.

= 0.45 x $ 101’168,060.00 = $ 45 525 627 (04)

5. Instalación o equipo eléctrico (8-20% del costo del equipo adquirido)

El valor asumido es del 14% del costo del equipo comprado.

= 0.14 x $ 101’168,060.00 = $ 14 163 528 (05)

B. Obras civiles (edificios) para el proceso y auxiliares (10-70% del costo del equipo adquirido)


= 0.40 x $ 101’168,060.00 = $ 40 467 224 (06)

C. Instalaciones de servicio y mejoras de terreno (40-90% del costo del equipo adquirido)


= 0.65 x $ 101’168,060.00 = $ 65 759 239 (07)

D. Terreno (4-8% del costo del equipo adquirido)

El valor asumido es el 6% del costo del equipo adquirido.

= 0.06 x $ 101’168,060.00 = $ 6 070 084 (08)

Por lo tanto los COSTOS DIRECTOS (CD) son:

Sumando:

CD = (1)+ (2)+ (3)+ (4)+ (5)+ (6)+ (7)+ (8) = $ 240 780 037 (09)

COSTOS INDIRECTOS (CI)

Son extensiones que no están directamente involucrados con el material ymano de obra correspondiente a la instalación de la planta completa.

A. Ingeniería y supervisión (5-15% de los costos directos)

El valor asumido es del 10% de los costos directos

= 0.10 x $ 240 780 037 = $ 24 078 004 (10)

B. Gastos de construcción y honorarios del contratista (7-20% de los costos directos)

El valor asumido es de 13.5% del costo directo

= 0.135 x $ 240 780 037 = $ 32 505 305 (11)

C. Contingencia (5-15% de la inversión de capital fijo)

El valor asumido es el 10% de la inversión de capital fijo.

= 0.10 x $ 240 780 037 = $ 24 078 004 (12)

Por lo tanto los COSTOS INDIRECTOS (CI) son:

Sumando: (10)+ (11)+ (12) = $ 80 661 312 (13)

Entonces la INVERSIÓN FIJA (IF) es:

Sumando:

INVERSIÓN FIJA (IF) = (09) +(13) = $ 321 441 349 (14)

MÉTODO DE ESCALAMIENTO

Información obtenida de la página web3 :

La capacidad de la planta = 300 mil toneladas por año Para una planta de óxido de etileno instalado en 1990 el costo total de

capital fue de $ 50 millones para una capacidad de 50.000 T / año. Aquí la capacidad es 36.500 T / año. La INVERSIÓN TOTAL DE CAPITAL

(ITC) para esta capacidad se puede calcular aplicando el método de escalamiento.

IX = IP(CX/C0)x (PX/P0)

donde:

IX = Costo del activo con capacidad CX y en la fecha actual.C0 = Capacidad del activo baseCX = Capacidad del activo, que se desea conocer su costoPX, P0 = Índice de construcción de plantas del Chemical EngineeringIP = Costo del activo (planta) con capacidad C0 a una fecha determinadax = factor de tamaño de planta

Datos:C0 = 50 000 ton/añoCx = 300 000 ton/año IP = $ 50 000 000 x= 0.78P0 (1990) = 357.6 PX (2006) = 500

Por lo tanto :

IX = $ 50 x 106(300 000/50 000) (500/357.6) 0.78

IX = $ 389´643,827

CUADRO COMPARATIVO DE MÉTODOS EMPLEADOS

MÉTODO EMPLEADO RESULTADOS

LIBRO TURTON

CBM = $ 101 168 060

CTM = $ 119 378 310

CGR = $ 675 802 640

ESCALAMIENTO IF = $ 389 643 827

FACTOR DE LANG CTM = $ 479 536 604

LIBRO PETERS IF = $ 321 441 349

CÁLCULO DE LA INVERSIÓN FIJA DESPRECIABLE

Base: Grass Rost Cost $ 675 802 640

1.- Costo de planta 65% $ 439 271 716 Planta de proceso 50% $ 337 901 320 Planta de servicio 15% $ 101 703 396

2.- Edificaciones 15% $ 101 703 396 Terreno y mejora 5% $ 33 790 132 Obras civiles / edificaciones 10% $ 67 580 264

3.- Gastos pre-operativos Ingeniería, supervisión, contratista 20% $ 135 160 528

TOTAL INVERSIÓN FIJA DESPRECIABLE IF Despreciable = Costo de planta (60%) + obras civiles (10%)

IF Despreciable = $ 506 851 980

COMPUTO DE LOS COSTOS FIJOSTabla 1:

Concepto $/año

Costo de manufactura:

Mano de obra directa (MOD): 14 sueldos al año(50 operadores) ($ 500/mes) 350 000

Gasto Indirecto de Fabricación (GIF)

Mano de obra indirecta (MOI) : 20% MOD 70 000 Supervisión directa : 20% (MOD + MOI) 84 000 Suministros : (1% costo de planta) 4 392 717 Mantenimiento y reparación: (6% costo de planta) 26 356 303 Control de calidad: (15% MOD) 52 500 Depreciación (10% IF Despreciable) 50 685 198 Seguro de fabrica (3% IF Despreciable) 15 205 559 Gastos generales de planta (0.5% IF Despreciable) 2 534 260

TOTAL DE COSTOS FIJOS 99 727 537

TOTAL DE COSTOS FIJOS DESEMBOLSABLES (sin depreciación) 49 042 339

COMPUTO DEL CVU

Para la producción de 15 507 kg/h (135 841 320 kg/año),dato extraído del apéndice B del libro TURTON. (corriente 32) Se empleara como materia prima 500 000 y 20 000 kg/h de aire y etileno

respectivamente. (corrientes 1 y 2) Se usará 60 300 kg/h de agua. (corriente 23)

Relaciones:

Tabla 2:INSUMO UNIDAD DE CONSUMO PRECIOS CVU INSUMO POR UNIDAD $/INSUMO $/kgprod.

PRODUCTO Costo de fabricación

Aire kg 32.24 0 0 Etileno kg 1.29 1.202 1.55Agua de proceso kg 3.89 0.067/1000 0.00026 Energía (220 V) KW 4.80 0.06 0.288

TOTAL CVU 1.84

Datos de precios obtenidos del libro Turton tablas 8.3 y 8.4

Resultados y cálculo del COSTO DEL PRODUCTO UNITARIO

El CVU calculado es de $ 1.84/kg

Costo del Producto Unitario (CPU):

CPU = CVU + CFU

CPU = $ 1.84/kg + $ 99 727 537/año 135 841 320 kg/año

CPU = $ 1.84/kg + $ 0.73/kg

CPU = $ 2.56/kg (operando a 15 507 kg/h)

Por lo tanto el COSTO DEL PRODUCTO UNITARIO es $ 2.56/kg

CÁLCULO DE LA RENTABILIDAD

Construyendo el EPG:

Ventas ($/año) 342 990 029

COA ($/año) 246 524 083

Depreciación ($/año) 50 685 198

COAT ($/año) 297 209 281

Utilidad ($/año) 45 780 748

Cálculos:

Con los datos de las tablas 1 y 2

De la relación para calcular la rentabilidad tenemos:

Rentabilidad = Utilidad Inversión (CGR); reemplazando

Usando como base la inversión de Grass Roost cost (CGR).

Rentabilidad = $ 45 780 748 $ 675 802 640

Rentabilidad = 6.8%

Usando como base la inversión de Bare Module cost (CBM).

Rentabilidad = $ 45 780 748 $ 101 168 060

Rentabilidad = 45.3%

Usando como base la inversión de Total Module cost (CTM).

Rentabilidad = $ 45 780 748 $ 119 378 310

Rentabilidad = 38.3%

BIBLIOGRAFÍA

1. Turton, Baile y Whhiting, ANALISYS, SYNTHESIS, AND DESIGN OF

CHEMICAL PROCESS, Prentice Hall, Third Edition 2009, sección 2.

2. M. S. Peters and K. D. Timmerhaus, Plant Design and Economics for

Chemical Engineers. McGraw-Hill Book Company, 3rd edition, 1980.

3. http://www.sbioinformatics.com/design_thesis/Ethylene_oxide/Ethylene-

2520oxide_Cost-2520Estimation&Economics.pdf

4. http://www.textoscientificos.com/quimica/oxido-etileno

5. http://web.usal.es/~tonidm/DEI_02_Costes.pdf

http://www.textoscientificos.com/quimica/oxido-etilenoFGFGF

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calculos economicos hans

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