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UNIVERSIDAD MAYOR DE “SAN SIMÓN” FACULTAD DE CIENCIAS Y TECNOLOGIA

PRODUCCION DE METANOL A PARTIR DE GAS METANO

SEGUNDA PARTE DEL PROYECTO

GESTION 2/2018

ESTUDIANTE: DAYANA PEREZ GARNICA DOCENTE: BALDERRAMA IDINA JOSE LUIS MATERIA: DISEÑO DE PLANTAS QUIMICAS FECHA: 26 DE NOVIEMBRE DEL 2018

COCHABAMBA – BOLIVIA 1.1.Contenido 1. RESUMEN OPERATIVO ................................................. Error! Bookmark not defined.

2.

INTRODUCCIÓN ............................................................. Error! Bookmark not defined.

3.

OBJETIVOS....................................................................... Error! Bookmark not defined. 3.1.

OBJETIVO GENERAL .............................................. Error! Bookmark not defined.

3.2.

OBJETIVOS ESPECÍFICOS ..................................... Error! Bookmark not defined.

4. 5.

JUSTIFICACIÓN............................................................... Error! Bookmark not defined. PRODUCTO DESEADO DE LA PLANTA ......................... Error! Bookmark not defined.

5.1.

METANOL..................................................................... Error! Bookmark not defined.

5.1.1.

CARACTERÍSTICAS Y PROPIEDADES ............ Error! Bookmark not defined.

5.1.2.

USOS Y APLICACIONES DEL METANOL ....... Error! Bookmark not defined.

5.2.

OBTENCIÓN DEL METANOL .................................... Error! Bookmark not defined.

5.3.

GENERACIÓN DE GAS DE SÍNTESIS ...................... Error! Bookmark not defined.

5.3.1.

REFORMADO CON VAPOR ................................ Error! Bookmark not defined.

5.3.2.

OXIDACIÓN PARCIAL CON OXÍGENO ........... Error! Bookmark not defined.

5.3.3.

REFORMADO AUTOTÉRMICO .......................... Error! Bookmark not defined.

5.3.4.

REFORMADO COMBINADO .............................. Error! Bookmark not defined.

5.4.

SÍNTESIS DE METANOL ............................................ Error! Bookmark not defined.

5.4.1.

TIPOS DE REACTORES ....................................... Error! Bookmark not defined.

5.4.2.

CATALIZADOR .................................................... Error! Bookmark not defined.

6.

SELECCIÓN DE LA TECNOLOGÍA DE LA PLANTA . Error! Bookmark not defined. 6.1.1. TECNOLOGÍAS PARA OBTENCIÓN DEL GAS DE SÍNTESISError! Bookmark not defined. 6.1.2. TECNOLOGÍA DEL PROCESO DE PRODUCCIÓN DE METANOLError! Bookmark not defined. 6.1.3. SELECCIÓN DE LA TECNOLOGÍA DEL METANOL PARA BOLIVIAError! Bookmark not defined.

7.

ESTUDIO DE MERCADO ............................................... Error! Bookmark not defined. 7.1.1.

OFERTA ................................................................. Error! Bookmark not defined.

7.1.2.

DEMANDA ............................................................ Error! Bookmark not defined.

7.1.3.

ANÁLISIS DE LOS PRECIOS .............................. Error! Bookmark not defined.

7.1.4.

ANÁLISIS DE LA COMERCIALIZACIÓN ......... Error! Bookmark not defined.

8.

LOCALIZACIÓN DE LA PLANTA ................................. Error! Bookmark not defined.

8.1.

FACTORES DE DECISIÓN .......................................... Error! Bookmark not defined.

8.1.1.

CERCANÍA A LOS MERCADOS ......................... Error! Bookmark not defined.

8.1.2.

ABASTECIMIENTO DE MATERIA PRIMA....... Error! Bookmark not defined.

8.1.3.

ESTRATEGIA NACIONAL .................................. Error! Bookmark not defined.

8.1.4.

DISPONIBILIDAD DE INSUMOS ....................... Error! Bookmark not defined.

8.2. LOCALIZACIÓN DE LA PLANTA EN LA PROVINCIA CARRASCOError! Bookmark not defined. 8.2.1. PRODUCCIÓN DE GAS NATURAL EN LA PROVINCIA CARRASCOError! Bookmark not defined. 8.2.2. PLANTAS DE ACONDICIONAMIENTO DEL GAS NATURALError! Bookmark not defined. 8.3. 9. 10.

MICROLOCALIZACIÓN DE LA PLANTA ................ Error! Bookmark not defined. DESCRIPCIÓN DEL PROCESO ...................................... Error! Bookmark not defined. Bibliografía......................................................................... Error! Bookmark not defined.

DISEÑO DE LOS EQUIPOS SECUNDARIOS DISEÑO G-108 (BOMBA DE VACIO) Criterios de selección de la bomba de vacío para nuestro flujo de gas natural a 20°C Tenemos los siguientes datos: 𝑘𝑔

𝑘𝑔

𝑚̇1 = 16534,28 [ ℎ ] = 4.59 [ 𝑠 ] Hallamos la presión de vapor a 20°C con la ecuaciones (ROBERT C. REID, 1987) : 𝑃𝑣𝑝 𝑙𝑛 ( ) = (1 − 𝑥)−1 [(𝑉𝑃𝐴)𝑥 + (𝑉𝑃𝐵)𝑥 1.5 + (𝑉𝑃𝐶)𝑥 3 + (𝑉𝑃𝐷)𝑥 5 ] 𝑃𝑐 𝑥 =1−

𝑇 𝑇𝑐

Donde consideramos que el metano es el gas que predomina y tenemos las siguientes constantes de tablas (ROBERT C. REID, 1987): 𝑃𝑐 = 46 𝑏𝑎𝑟 = 46.9 [

𝑘𝑔 𝑘𝑔 = 469000 ] [ ] 𝑐𝑚2 𝑚2

𝑉𝑃𝐴 = −6.00435 𝑉𝑃𝐵 = 1.18850 𝑉𝑃𝐶 = −0.83408 𝑉𝑃𝐷 = −1.22833 𝑇𝑐 = 190.4 °C 𝑇 = 20 °C 𝑘𝑔

Entonces obtenemos que nuestra presión de vapor del metano 20°C a es 𝑃𝑣𝑝 = 2068.2967 [𝑚2 ] Tenemos las siguientes suposiciones: 𝑃𝑎′ = 1 𝑎𝑡𝑚 = 1.033 ∗ 104 𝑃𝑚 = 3.5 ∗ 104 [ 𝑍𝑎′ = 1,2 𝑚 𝑍𝑏′ = 3 𝑚 𝜂 = 60% 𝜌 = 0.656 [

𝑘𝑔 ] 𝑚3

𝑘𝑔 ] 𝑚2

ℎ𝑓𝑎 = 0.035 [ ℎ𝑓𝑏 = 0.39 [

𝑘𝑔𝑓 ] 𝑚2

𝑘𝑔 ] 𝑚2

𝜙 = 1 1⁄2 𝑝𝑢𝑙𝑔 𝑐𝑎𝑡 40 → 𝐷𝐼 = 1.61 𝑝𝑙𝑔 = 0.04 𝑚 Entonces tenemos la ecuación: 𝜂𝑊𝑝 =

𝑃𝑏 − 𝑃𝑎 𝑔𝑍𝑏 𝛼𝑏 𝑉̅𝑏 ℎ𝑓 + + + 𝜌 𝑔𝑐 2𝑔𝑐 𝜌

y calculamos: 𝑄=

𝑚̇ 𝑚3 = 7[ ] 𝜌 𝑠

𝐴=

𝜋𝐷𝐼 2 = 0.0013 [𝑚2 ] 4

𝑉̅𝑏 =

𝑄 𝑚 = 5385.6186 [ ] 𝐴 𝑠

Δ𝐻 = 𝜂𝑊𝑝 𝑃𝑏 − 𝑃𝑎 𝑘𝑔𝑓 ∗ 𝑚 = 53353.658 [ ] 𝜌 𝑘𝑔 𝑔𝑍𝑏 𝑘𝑔𝑓 ∗ 𝑚 = 4.2 [ ] 𝑔𝑐 𝑘𝑔 𝛼𝑏 𝑉̅𝑏 𝑘𝑔𝑓 ∗ 𝑚 = 274.4964 [ ] 2𝑔𝑐 𝑘𝑔 ℎ𝑓 𝑘𝑔𝑓 ∗ 𝑚 = 6478.658 [ ] 𝜌 𝑘𝑔 Entonces: 𝜂𝑊𝑝 = Δ𝐻 = 60111.0124 [ 𝑃=

𝑘𝑔𝑓∗𝑚 ] 𝑘𝑔

𝑚̇Δ𝐻 = 459849.2449[𝐻𝑃] 𝑐𝜂

𝑁𝑃𝑆𝐻 =

𝑃′𝑎 − 𝑃𝑣𝑝 𝑔𝑍𝑎 ℎ𝑎 − − 𝜌 𝑔𝑐 𝜌

𝑁𝑃𝑆𝐻 =

10333 − 2068.2967 9.81 ∗ 1.2 350 − − 0.656 9.81 0.656

𝑁𝑃𝑆𝐻 = 12063.9 [

𝑘𝑔𝑓 ∗ 𝑚 ] 𝑘𝑔

DISEÑO E-109 (INTERCAMBIADOR DE CALOR)

Tenemos: 𝑚̇𝑀𝑒 = 16534.28

𝑘𝑔 1 𝑙𝑏 ∗ ℎ 0.4536 𝑘𝑔

= 36451.23

𝑙𝑏 ℎ

1) Calculamos 𝑇𝑚 y 𝑡𝑚 𝑇𝑚 = 𝑡𝑚 =

𝑇1 + 𝑇2 = 130 2 𝑡1 +𝑡2 2

= 70

2) Determinamos propiedades Para el fluido caliente 𝑇𝑚 = 130º𝐶 : 𝜇 = 0.013 𝑐𝑝 = 0.0315

𝑙𝑏 𝑓𝑡 ∗ ℎ

Para el fluido frio 𝑡𝑚 = 70º𝐶 : 𝜇 = 0.012 𝑐𝑝 = 0.029

𝑙𝑏 𝑓𝑡 ∗ ℎ

𝐶𝑝 = 0.46

𝐵𝑇𝑈 𝑙𝑏 ∗ º𝐹

𝐶𝑝 = 0.56

𝐵𝑇𝑈 𝑙𝑏 ∗ º𝐹

𝑘 = 0.016

𝐵𝑇𝑈 ℎ ∗ 𝑝𝑖𝑒 2 ∗ º𝐹

𝑘 = 0.023

𝐵𝑇𝑈 ℎ ∗ 𝑝𝑖𝑒 2 ∗ º𝐹

3) Balance de energía 𝑄̇𝑔 = −𝑄̇𝑐 𝑚̇𝑀𝑒 𝐶𝑝 ∆𝑡 = 𝑚̇𝐻2𝑂 𝐶𝑝 ∆𝑇 𝑚̇𝑀𝑒 =

−36451.23 ∗ 0.56 ∗ (120 − 20) 0.46(90 − 170)

𝑚̇𝑀𝑒 = 55469.26

𝑙𝑏 ℎ

𝑄̇ = 𝑚̇𝑀𝑒 𝐶𝑝 ∆𝑡 = 2041268.88 Calculmos ∆𝑇𝑚𝑙

𝐵𝑇𝑈 ℎ

∆𝑇𝑚𝑙 =

(𝑇1 − 𝑡2 ) − (𝑇2 − 𝑡1 ) 𝑇 −𝑡 ln(𝑇1 − 𝑡2 ) 2 1

∆𝑇𝑚𝑙 =

(170 − 120) − (90 − 20) = 59.44º𝐹 170 − 120 ln( 90 − 20 )

4) Dimensiones del tubo Utilizaremos 3x2 pulg IPS, tubería de acero 𝐷𝑒 = 2.38 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.198 𝑓𝑡 𝐷𝑖 = 2.067 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.172 𝑓𝑡 𝑎𝑡 = 3.35 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.0233 𝑓𝑡  𝐺𝑡 =

Para el tubo: 𝑚̇ 36451.23 𝑙𝑏 = = 1564430.472 𝑎𝑡 0.0233 ℎ ∗ 𝑓𝑡 2

𝐺𝐷𝑖 0.8 𝑅𝑒 0.8 = ( ) = 1557735.551 𝜇 1

1 𝑃𝑟 3

𝜇𝐶𝑝 3 =( ) = 0.8905 𝑘

1 ℎ𝑖 ∗ 𝐷𝑖 = 0.027𝑅𝑒 0.8 𝑃𝑟 3 𝑘

ℎ𝑖 = 37453.41 ℎ𝑖𝑜 = ℎ𝑖 ∗

𝑘 = 5008.3 𝐷𝑖

𝐷𝑖 𝐵𝑇𝑈 = 4350.3 𝐷𝑒 ℎ ∗ 𝑓𝑡 ∗ º𝐹

Para el anulo: Utilizaremos 3x2 pulg IPS, tubería de acero 𝐷𝑒 = 3.50 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.292 𝑓𝑡 𝐷𝑖 = 3.068 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.256 𝑓𝑡 𝑎´´ = 7.38 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.615 𝑓𝑡 𝑎𝑓 = (

𝐺𝐴 =

𝜋𝐷𝑒 𝑎𝑛𝑢𝑙𝑜 2 𝜋𝐷𝑒 𝑡𝑢𝑏𝑜 2 − ) = 0.02068 4 4

𝑚̇ 𝑙𝑏 = 2682122.72 𝑎𝑡 ℎ ∗ 𝑓𝑡 2

𝐺𝐷𝑖 0.8 𝑅𝑒 0.8 = ( ) = 439760.06 𝜇 1

𝜇𝐶𝑝 3 =( ) = 0.9675 𝑘

1 𝑃𝑟 3

1 ℎ𝑜 ∗ 𝐷𝑒𝑞 = 0.027𝑅𝑒 0.8 𝑃𝑟 3 𝑘

ℎ𝑜 = 1381.97

𝑘 = 5008.3 𝐷𝑖

5) Calculamos de 𝑈𝑐 𝑈𝑐 =

ℎ𝑖𝑜 ∗ ℎ𝑜 𝐵𝑇𝑈 = 1048.82 ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜 ℎ ∗ 𝑓𝑡 2 ∗ º𝐹

6) Calculamos 𝑈𝑑 𝑈𝑑 =

𝑄 𝐵𝑇𝑈 = 2792 𝐴∆𝑇𝑚𝑙 ℎ ∗ 𝑓𝑡 2 ∗ º𝐹

𝑄 = 𝑈𝑑 ∗ 𝐴 ∗ 𝑀𝐿𝐷𝑇 𝐴=

𝑄 = 12.3 𝑝𝑖𝑒𝑠 2 𝑈𝑑 ∗ 𝑀𝐿𝐷𝑇

𝐴 = 𝑎´´ ∗ #𝐻 ∗ 2𝐿𝐻 → #𝐻 =

12,3 = 14.87 ≅ 14 0.02068 ∗ 2 ∗ 20

DISEÑO E-231 (CONDENSADOR)

Tenemos: 𝑚̇𝑀𝑒 = 28562,97 1) Calculamos 𝑇𝑚 y 𝑡𝑚 𝑇𝑚 = 𝑡𝑚 =

𝑇1 + 𝑇2 = 130 2 𝑡1 +𝑡2 2

= 70

𝑘𝑔 ℎ

1 𝑙𝑏

∗ 0.4536 𝑘𝑔 = 62969.51

𝑙𝑏 ℎ

2) Determinamos propiedades Para el fluido caliente 𝑇𝑚 = 130º𝐶 : 𝜇 = 0.013 𝑐𝑝 = 0.0315

𝑙𝑏 𝑓𝑡 ∗ ℎ

Para el fluido frio 𝑡𝑚 = 70º𝐶 : 𝜇 = 0.012 𝑐𝑝 = 0.029

𝑙𝑏 𝑓𝑡 ∗ ℎ

𝐶𝑝 = 0.46

𝐵𝑇𝑈 𝑙𝑏 ∗ º𝐹

𝐶𝑝 = 0.56

𝐵𝑇𝑈 𝑙𝑏 ∗ º𝐹

𝑘 = 0.016

𝐵𝑇𝑈 ℎ ∗ 𝑝𝑖𝑒 2 ∗ º𝐹

𝑘 = 0.023

𝐵𝑇𝑈 ℎ ∗ 𝑝𝑖𝑒 2 ∗ º𝐹

3) Balance de energía 𝑄̇𝑔 = −𝑄̇𝑐 𝑚̇𝑀𝑒 𝐶𝑝 ∆𝑡 = 𝑚̇𝐻2𝑂 𝐶𝑝 ∆𝑇 𝑚̇𝑀𝑒 =

−36451.23 ∗ 0.56 ∗ (120 − 20) 0.46(90 − 170)

𝑚̇𝑀𝑒 = 55469.26

𝑙𝑏 ℎ

𝑄̇ = 𝑚̇𝑀𝑒 𝐶𝑝 ∆𝑡 = 2041268.88

𝐵𝑇𝑈 ℎ

Calculmos ∆𝑇𝑚𝑙 ∆𝑇𝑚𝑙 =

(𝑇1 − 𝑡2 ) − (𝑇2 − 𝑡1 ) 𝑇 −𝑡 ln(𝑇1 − 𝑡2 ) 2 1

∆𝑇𝑚𝑙 =

(170 − 120) − (90 − 20) = 59.44º𝐹 170 − 120 ln( 90 − 20 )

4) Dimensiones del tubo Utilizaremos 3x2 pulg IPS, tubería de acero 𝐷𝑒 = 2.38 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.198 𝑓𝑡 𝐷𝑖 = 2.067 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.172 𝑓𝑡 𝑎𝑡 = 3.35 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.0233 𝑓𝑡  𝐺𝑡 =

Para el tubo: 𝑚̇ 36451.23 𝑙𝑏 = = 1564430.472 𝑎𝑡 0.0233 ℎ ∗ 𝑓𝑡 2

𝐺𝐷𝑖 0.8 𝑅𝑒 0.8 = ( ) = 1557735.551 𝜇

1

𝜇𝐶𝑝 3 =( ) = 0.8905 𝑘

1 𝑃𝑟 3

1 ℎ𝑖 ∗ 𝐷𝑖 = 0.027𝑅𝑒 0.8 𝑃𝑟 3 𝑘

ℎ𝑖 = 37453.41 ℎ𝑖𝑜 = ℎ𝑖 ∗

𝑘 = 5008.3 𝐷𝑖

𝐷𝑖 𝐵𝑇𝑈 = 4350.3 𝐷𝑒 ℎ ∗ 𝑓𝑡 ∗ º𝐹

Para el anulo: Utilizaremos 3x2 pulg IPS, tubería de acero 𝐷𝑒 = 3.50 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.292 𝑓𝑡 𝐷𝑖 = 3.068 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.256 𝑓𝑡 𝑎´´ = 7.38 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0.615 𝑓𝑡 𝑎𝑓 = (

𝐺𝐴 =

𝑅𝑒

0.8

𝜋𝐷𝑒 𝑎𝑛𝑢𝑙𝑜 2 𝜋𝐷𝑒 𝑡𝑢𝑏𝑜 2 − ) = 0.02068 4 4

𝑚̇ 𝑙𝑏 = 2682122.72 𝑎𝑡 ℎ ∗ 𝑓𝑡 2 𝐺𝐷𝑖 0.8 =( ) = 439760.06 𝜇 1

𝜇𝐶𝑝 3 =( ) = 0.9675 𝑘

1 𝑃𝑟 3

1 ℎ𝑜 ∗ 𝐷𝑒𝑞 = 0.027𝑅𝑒 0.8 𝑃𝑟 3 𝑘

ℎ𝑜 = 1381.97

𝑘 = 5008.3 𝐷𝑖

5) Calculamos de 𝑈𝑐 𝑈𝑐 =

ℎ𝑖𝑜 ∗ ℎ𝑜 𝐵𝑇𝑈 = 1048.82 ℎ𝑖𝑜 + ℎ𝑜 ℎ ∗ 𝑓𝑡 2 ∗ º𝐹

6) Calculamos 𝑈𝑑 𝑈𝑑 =

𝑄 𝐵𝑇𝑈 = 2792 𝐴∆𝑇𝑚𝑙 ℎ ∗ 𝑓𝑡 2 ∗ º𝐹

𝑄 = 𝑈𝑑 ∗ 𝐴 ∗ 𝑀𝐿𝐷𝑇 𝐴=

𝑄 = 12.3 𝑝𝑖𝑒𝑠 2 𝑈𝑑 ∗ 𝑀𝐿𝐷𝑇

𝐴 = 𝑎´´ ∗ #𝐻 ∗ 2𝐿𝐻 → #𝐻 =

12,3 = 14.87 ≅ 14 0.02068 ∗ 2 ∗ 20

DISEÑO DE LOS EQUIPOS PRINCIPALES DISEÑO X-110 (DESULFURADOR) Primero estableceremos un periodo de vida para el catalizador; el cual fijamos en 1 año, dado que es lógico que se haga mantenimiento general a la planta cada año por factores de seguridad.

Adicionalmente se estima un contenido de sulfuro de hidrogeno de 2 ppm (v) en el gas natural de alimentación de 16534,28 kg/h, el cual está por encima de la concentración normal y por lo que el catalizador puede durar más tiempo. El catalizador a usar será el Tipo G-72 D basado en Óxido de Zinc, de Sud-Chemie de forma Extrusion.

Este catalizador tiene una densidad de 1060 kg/m3 y nuestro gas tiene una densidad de 0,656 kg/m3. Usaremos una relación de 1/2 (catalizador/gas). Nuestro proceso tiene un flujo de gas natural de 16534,28. Por lo que necesitaríamos: 1 2

𝑚̇

= 𝑚̇ 𝑐𝑎𝑡 = 8267,14 kg/h de catalizador; multiplicamos los flujos por sus densidades y tenemos 7,8 m3 de 𝑔𝑎𝑠

volumen de catalizador y el volumen de nuestro gas seria 25204,7 m3; lo que lleva a diseñar un volumen para el reactor de 11,5 m3. Dichos reactores estarán dispuestos 2 en serie 2 en paralelo. Para los diseños de los tanques estimaremos un diámetro de 2 m lo que para el volumen del catalizador nos da un área transversal de 3,1416 m2 y una altura de 3,7 m de tangente a tangente que sumado al soporte y demás accesorios (manhole) resulta en 4 m.

DISEÑO R-210 Y R-220 (REACTORES EN SERIE) Tenemos las siguientes reacciones con sus respectivas ecuaciones de velocidad. 𝐶𝐻4 + 𝐻2 𝑂 → 𝐶𝑂 + 3𝐻2 , 𝑟 = 𝑘1 𝐶𝐴 𝐶𝑂 + 2𝐻2 → 𝐶𝐻3 𝑂𝐻, 𝑟 = 𝑘2 𝐶𝐴 𝐶𝐵

2

En este caso se pueden plantear los balances de materia para cada reactor de la siguiente forma:

DISEÑO DE LA TORRE DE ABSORCION

El diseño de una columna de adsorción de inicia con pruebas de laboratorio para establecer la curva de "quiebre", es decir, la concentración de contaminante respecto al tiempo. Inicialmente, el adsorbente esta fresco con todos los sitios de adsorción libres. Esencialmente nada del material a ser removido escapa de la columna. A medida de que el tiempo transcurre, algunos de los sitios de adsorción están ocupados y la concentración en el efluente se eleva. De acuerdo a la bibliografia consultada, (ChE june 1998) los menores costos totales se logran con adsorbedores de geometría de flujo radial a pesar de que los costos de construcción sean mayores. Estos

permiten altas velocidades superficiales y cortas zonas de transferencia de masa. También se sabe de acuerdo a esta referencia que se deberán considerar un 12% de espacio vacío del volumen total del tanque debido a las secciones vacías del tope y del fondo. Medidas frecuentes son con una altura típica de 2 metros y con diámetros hasta de 6 metros. En cuanto a los diámetros críticos de las moléculas, tenemos que el hidrógeno tiene 2,4 A de diámetro crítico; mientras que el CO, H 20 y el CO2 tienen un diámetro crítico de 2,8 A. El metano tiene un diámetro crítico de 4,0 A. Asimismo, moléculas con mayor polaridad son adsorbidas en mayor cantidad frente a las que no son polares. Entre los parámetros que influyen directamente en la adsorción tenemos:  



  

La temperatura, frente a un incremento en la temperatura se registra un decremento en la capacidad de adsorción El vector adsorbato, en la fase líquida la movilidad de las moléculas es más baja que las de la fase gaseosa, es por esto que las velocidades de flujo para un líquido son menores que para un gas para mantener la longitud de la zona de transferencia y dimensiones razonables en la columna. La velocidad de flujo, la cual no debe ser muy alta para evitar camas altas. Y no debe ser muy baja sino suficiente para proveer una distribución de flujo regular. Usualmente se aplican velocidades de 3 a 30 m/min para fases gaseosas. La concentración del adsorbato, la capacidad de adsorción se incrementa con la concentración del adsorbato. Presión, un incremento de la presión total, eleva la presión parcial del adsorbato incrementando la capacidad de adsorción. Impurezas, algunas moléculas orgánicas pueden dañar los tamices moleculares.

La regeneración de las camas de adsorción se regenerarán por variación de presión, lo que se denomina "Pressure Swing"; Esta está basada en el hecho de que una disminución de la presión parcial del adsorbato corresponde a un decremento de la capacidad de adsorción en el equilibrio. Esta regeneración se logra purgando la torre a ser regenerada, con una parte del gas tratado. De hecho, la energía necesitada para la desorción se toma del sistema. Por esta razón, en este tipo de regeneración, los ciclos del proceso son muy cortos y sólo duran pocos minutos. De acuerdo a la bibliografia, para la purificación de hidrógeno se utiliza molecular sieve de 5 A (Amstrong). Por ejemplo la SILIPORITE 5 A de Atofina. Un parámetro que se obtiene del proveedor es el de masa adsorbida por masa de adsorbente. En nuestro caso, tenemos que se pueden adsorber 18 kg de CO 2 por 100 kg de SILIPORITE 5 A. De acuerdo a información de datos aplicados a una planta, que podríamos considerarla como nuestra planta piloto, tenemos: - Tiempo de adsorción: 184 seg - Número de camas: 8 - Camas adsorbiendo en paralelo - Flujo por cama: (a condiciones del proceso) - Temperatura: - Presión: - Diámetro de tanque: - Área transversal: - Velocidad de flujo: - Flujo de contaminantes: - Flujo de contaminantes CO2: - Flujo de contaminantes CO2: - Masa de CO2 retenida: 2 2290,5 m3/h 27ºC 233 psia 1,5 metros 1,767 m2 0,36 mis 389 kmol/h 17116 kg/h 4,75 kg/s 874 kg/ciclo - Masa de adsorbente requerida: - Densidad del adsorbente: - Volumen de adsorbente por cama: - Altura de cama: - Volumen total (cama 75%) - Altura de tanque: 4860 kg/cama 631 kg/m3 7,7 m3 4,35 m 10,3 m3 5,8 m Adaptando los datos de la planta piloto a nuestra planta podemos decir: - Diámetro de absorbedor: 2 m - Área transversal: 3, 14 m2 - Altura de cama: -Volumen de cama: - Peso de adsorbente: - Contaminantes a retener por cama: -Flujo de contaminantes total: -Flujo de contaminantes -Flujo de contaminantes CO2: -Flujo de contaminantes COi: - Tiempo de ciclo: -Flujo por cama: -Velocidad de flujo: - Velocidad de flujo: - Volumen de

tanque: ( + 25%) - Altura de tanque: 4,6 m 14,4 m3 9086 kg 1620 kg CO2/ciclo 2694 kmol/h 673,8 kmol/h (x4 adsorbiendo) 29634 kg/h 8,3 kg/s 195 s 3959 m3/h (x4) 0,35 mis (aceptable) 19,2 m3 6,1 m Se ha determinado sin duda alguna que la mejor data para determinar las dimensiones de un sistema PSA es a partir de una planta piloto; estos estudios lo desarrollan los proveedores de estos sistemas, pero sin duda que esta aproximación para cuestión de costos, debe ser muy cercana a la realidad, para el caso de flujo vertical. Resumiendo los datos para cuestiones de costos: - Número de adsorbedores: 16 - Adsorbedores en línea: 4 -Altura de adsorbedores: (tg /tg ) -Altura total incluyendo soportes: -Diámetro de adsorbedores: - Peso total de adsorbente: 3.2.7 Diseño de los elementos auxiliares. 3.2.7.1. Chimeneas: 6,1 m 8m 2 m 145376 kg En la planta de hidrógeno tenemos dos chimeneas, una correspondiente a la salida de los gases del Reformador (L 1 O 1) y otra al desecho de gas residual proveniente del PSA (L 102 ). De acuerdo a parámetros del Ulrich , la velocidad del gas por la chimenea debe estar entre 1 O mis a 30 mis. Desarrollo FLlOl: -Material: -Flujo de gas: (T-P) -Diámetro estimado de chimenea: -Velocidad de flujo: -Altura: -Recubrimiento Desarrollo FL102: -Material: -Flujo de gas máximo posible: (T-P) -Velocidad de flujo: Diámetro estimado de chimenea: -Altura: -Recubrimiento 3.2.7.2 Tanques. SS 832300 m3/h 3,2 5 m 28 mis 40m ladrillo SS 7 000 m3/h 10 mis 0,5 m 5 0m nmguno Se tienen as1m1smo vanos tanques de proceso o de almacenamiento temporal, que son necesarios especificar para el análisis de costos. De acuerdo a Ulrich, las relaciones de longitud: diámetro comúnmente están entre 3: 1 a 5: 1. Además el tiempo de residencia puede variar de 300 s, 600 s, a 1800 s dependiendo del propósito. Desarrollo del Ebullidor: (TX-104) Este tanque almacena el agua que se convierte en vapor aprovechando el gas de combustión del reformador y el calor del producto del reformador: Corrientes de agua: 301, 302, 303, 313 Flujo de agua total: 220000 kg/h Tiempo de residencia: 300 s Volumen agua: 18,4 m3 (agua) Volumen tanque: 24,4 m3 Presión trabajo: 600 psia Presión de diseño: 800 psia Longitud: 7,77 m Diámetro: 2m Desarrollo del deaerador: (TX-101) Este tanque es el que recolector de las aguas condensadas de proceso: Corrientes de agua: 313 Flujo de agua total: 100000 kg/h Tiempo de residencia: Volumen agua: Volumen tanque: Presión trabajo: Presión de diseño: Longitud: Diámetro: 300 s 8,3 m3 (agua) 11,1 m3 24 psia 40 psia 5,6 m 1,6 m Desarrollo del tanque Surge de Gas de Desecho: (TX-102) Este tanque es el recolector del gas de desecho de la PSA: Corrientes de proceso: 121 Flujo de total: 5000 m3/h Tiempo de residencia: 60 s Volumen de gas: 83 m3 Presión trabajo: 25 psia Presión de diseño: 30 psia Longitud: 26,5 m Diámetro: 2m

EVALUACIÓNFINANCIERA

Terreno: 390000 $ Descripción de la estimación de materiales COSTO UNITARIO

CANTIDAD

$ 1866,67

3

$ 5600

Adquisición de 1 vehículos para laboratorios móviles

$ 4500

1

$ 4500

Material de escritorio

$ 20000

1

$ 20000

Computadoras

$ 1000

5

$ 5000

MATERIALES Adquisición

del

sistema de fotocopiado

impresión

TOTAL Descripción de la estimación de materiales

y

COSTO TOTAL

$ 35100

Cantidad

2 pza.

Descripción Reactor con agitación continua C.S.T.R. de 16.18 m3, incluye agitador, catalizador, sistema de enfriamiento, materialSS-316. o acero inoxidable

P. U.

$ 110000

Total

$ 220000

1 pza.

Desulfurador

$ 47000

$ 47000

1pza.

Columna de absorción, incluye Empaques.

$ 6700

$ 87000

1 pza.

Columna de destilación de11 platos.

$ 9500

$ 95000

2 pza.

Tanque de almacenamiento para materia prima De 10000 m3.

$ 5000

$ 20000

1 pza.

1 pza. 1 pza 1 pza.

Tanque producto terminado de 1000 m3. De acero al carbón Intercambiador de Calor acero al carbón Bomba de vacio de 50000 HP Condensador

$ 4000

$ 40000

$ 75000

$ 75000

$ 5500

$ 5500

$ 85000

$ 85000

TOTAL

INFRAESTRUCTURA DE LA PLANTA

$ 674500

MONTO

Construcción de la planta (Obra mecánica, instrumental, civil y eléctrica.)

$ 1300000

Pruebas de arranque

$ 17000

Supervisión de obra e ingeniería

$ 65000

Permisos de importación y fletes

$ 40000

Imprevistos

$ 5000

TOTAL

$ 1427000

GESTION DE CONTROL DE CALIDAD

MONTO

Implementación Sistema GESTIÓN DE CALIDAD

$ 30000

Servicio escrito

de

publicación

Auditoría interna

en

medio

$ 10000 $ 4000

Realización de pruebas y calibración de $ 57000 equipos de acuerdo al programa establecido Norma ISO 17025 Mantenimiento SGC

$ 8000

Capacitacion

$ 1500 $ 110500

INVERSION TOTAL

MONTO

INVERSIONES

$ 1427000

MATERIALES Y EQUIPOS

$ 709600

TERRENO

$ 392000

CONTROL CALIDAD

$ 110500

TOTAL

$ 2639100

COSTE DE PRODUCCIÓN

Reacciones Costo $/kg Gas natural $ 0.18 Total de materias primas $ 0.18 /kg Electricidad: 3000 $ Anual Mantenimiento: 7000 $ Anual 0.18$/kg + 3000 + 7000 Mantenimiento equipos 10000 $ Anual COSTO DE PERSONAL Área Cantidad Puestos

Costos ($/mes)

Planta

6 ingenieros

4750

Dirección

1 Director de planta 1/Gerente de producción

580 630

1/ Gerente de ventas

520

Mantenimiento

1 jefe de mantenimiento

420

Seguridad

1 jefe de seguridad

290

Administración

1 secretario

380

Limpieza

1 personal de limpieza

240

Operarios

6 obreros

2000

Total

19 personas

9810

COSTO DE COMERCIALIZACION

DESCRIPCION ALMACENAMIENTO Distribucion Transporte Descarga Deposito VENTAS

COSTO

COSTO TOTAL[$] 5600

1300 2000 1200 1100 3000

de

Salario

Mercadeo Finanzas MARKETING Estudios de mercado

1600 1400 6000 6000 14600 ESTADO DE RESULTADOS EMPRESA: CETOWNERS

A0

A1

Q Pvu I.B. $ I.Neto $ Costos de Operación $ C. Adm C. Comer C. Prod C. Depreciacion U. Bruta Impuestos Renta 25% U. Neta Depreciacion Inversion Flujo

A2 1000 975 975000 975000 406632,5 117720 14600 190000 84312,5

568367,5 142091,875 426275,625 84312,5 2639100 -2639100 510588,125

A3

A4

1050 1105,5 1053 1137 1105650 1256953,5 1105650 1256953,5 415632,5 425622,5 117720 117720 14600 14600 199000 208990 84312,5 84312,5

A5

1157,625 1228 1421563,5 1421563,5 435005 117720 14600 218372,5 84312,5

690017,5 831331 986558,5 172504,375 207832,75 246639,625 517513,125 623498,25 739918,875 84312,5

121

16117 16117 4454 11

1

2287 84

11663 29158 87475

84312,5

84312,5

84

601825,625 707810,75

824231,375

95906

Calculo Indicadores Financieros 𝑉𝐴𝑁: 2639100 +

𝑇𝐼𝑅: 2639100 +

510588.125 601825.625 707810.75 824231.375 959065.532 + + + + = $ 434031.66 (1 + 0.05) (1 + 0.05)2 (1 + 0.05)3 (1 + 0.05)4 (1 + 0.05)5

510588.125 601825.625 707810.75 824231.375 959065.532 + + + + = 0 → 𝑖 = 0.10 (1 + 𝑖) (1 + 𝑖)2 (1 + 𝑖)3 (1 + 𝑖)4 (1 + 𝑖)5