PRODUCCION DE METIL ETIL CETONA A PARTIR DE

1. PRODUCCION DE METIL ETIL
CETONA A PARTIR DE ALCOHOL
SEC-BUTÍLICO
DOCENTES: ING. RAFAEL CHERO/ ING VICTOR LEON
INTEGRANTES:
CASTRO MONTES, JULIO ALEJANDRO
TIMANA BETETA, CESAR GUSTAVO
TORRES REATEGUI, ARMANDO MARTIN

2. BASE DE
DISEÑO

3. INFORMACIÓN GENERAL
Nombre del proceso Producción de MEK a partir de SBA
Localización de la planta Pacasmayo, La Libertad
SISTEMA DE MEDICIÓN
Tipo de sistema Unidades internacionales
PRODUCTO PRINCIPAL
Nombre del producto Metil Etil Cetona
Grado del producto Técnico-Industrial
Tasa de producción (TM/año) 12386.7
Pureza del producto (%wt) 99.94%
Modo de envío Precio FOB 1130 $/TM
NOMBRE DE LA MATERIA PRIMA
Nombre de la Mat.Prima 2-Butanol
Grado de la Mat. Prima Técnico-Industrial
Número CAS 78-92-2
Cantidad disponible (TM/año) 15000
Precio de la Mat. Prima (MM$/TM) 0.55
Impurezas (%wt) Agua 1%

4. INFORMACIÓN DE LA LOCALIDAD
Temperatura Amb. Baja (°C) 15
Temperatura Amb. Alta (°C) 30
Humedad relativa 70%
Altura (m.s.n.m.) 20
INFORMACIÓN DE LOS SERVICIOS
Combustible Gas Natural
Temperatura Ambiente
Presión (psig) 40
Poder calorífico neto (BTU/MMSCF) 980
Costo (US$/MMBTU) 2.848
Vapor Alta Presión Baja Presión
Presión (psig) 250 100
Temperatura (°C) 207.66 185.46
Costo ($/klb) 3.316 3.298

5. INFORMACIÓN DE LOS SERVICIOS
Equipo de Enfriamiento Torre de Enfriamiento
Temperatura de suministro (°C) 25
Máxima temperatura de retorno (°C) 40
Costo (S/./m3) 5.212
Electricidad VAC (alterna) VCC (continua)
Voltaje (V) 480 240
Fase Trifásica --
Frecuencia (Hz) 60 --
Costo (ctv. US$/kW.h) 8.14
Aire Aire Comprimido
Presión (psig) 100
Temperatura Ambiente
Humedad Relativa 0%

6. TECNOLOGÍA DE LA REACCIÓN
 La deshidrogenación del alcohol sec butílico (Sec-butyl-alcohol, SAB) o 2-
butanol puede ser en fase líquida o gaseosa. La reacción en fase gaseosa es el
proceso más utilizado, debido a su inversión baja, en este proceso se debe
tener en cuenta, factores como la actividad del catalizador y la selectividad
de la reacción.
 Se produce MEK a partir de la oxidación del n-butano en fase líquida,
también, en la oxidación directa con oxígeno.
 Otras formas de producir MEK: reacciones como la descomposición pirogénica
de una mezcla de ácido acético y ácido propiónico y la destilación de acetato
de metilo en presencia de ácido sulfúrico.

7. DIAGRAMA DE
BLOQUES

9. DIEGRAMA DE
PROCESOS

10. SBA 19.4
H2O 17.9
MEK 85.4
H2 2.4
SBA 1784.4
H2O 18.0
SBA 8.9
H2O 0.0
MEK 135.0
H2 45.0
SBA 0.8
H2O 0.1
MEK 1487.5
H2 0.0
SBA 358.8
H2O 0.0
MEK 0.3
H2 0.0

11. DISTRIBUCIÓN
DE PLANTA

13. CARACTERÍSTICAS
DE LAS
CORRIENTES

14. Número de Corriente 1 2 3 4 5 6
Nombre de la
Corriente
Alimentación
a la Bomba P-
101
Alimentación
de SBA
Alimentación
al Pre-
calentador
Alimentación
al
Vaporizador
Alimentación
al Horno
Alimentación
al Reactor
Flujo másico (kg/h)
SBA 1784.4 1784.4 2143.2 2143.2 2143.2 2143.2
H2O 18.0 18.0 18.0 18.0 18.0 18.0
MEK 0.0 0.0 0.3 0.3 0.3 0.3
H2 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0
Total 1802.5 1802.5 2161.5 2161.5 2161.5 2161.5
Porcentaje en peso
SBA 99.00 99.00 99.15 99.15 99.15 99.00
H2O 1.00 1.00 0.83 0.83 0.83 1.00
MEK 0.00 0.00 0.01 0.01 0.01 0.00
H2 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Total 100.000 100.000 100.000 100.000 100.000 100.000
Flujo molar (kmol/h)
SBA 24.11 24.11 28.96 28.96 28.96 28.96
H2O 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00
MEK 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
H2 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Total 25.115 25.115 29.968 29.968 29.968 29.968
Presión (atm) 1 2.2 2.1 1.9 1.7 1.5

15. Número de Corriente 7 8 9 10 11 12
Nombre de la Corriente
Salida del
Reactor
Alimentación al
Compresor K-
101
Salida del
Compresor K-
101
Entrada al
compresor K-
102
Salida del
Compresor K-
102
Alimentación
al Adsorbedor
Flujo másico (kg/h)
SBA 387.9 387.9 387.9 387.9 387.9 387.9
H2O 18.0 18.0 18.0 18.0 18.0 18.0
MEK 1708.1 1708.1 1708.1 1708.1 1708.1 1708.1
H2 47.4 47.4 47.4 47.4 47.4 47.4
Total 2161.5 2161.5 2161.5 2161.5 2161.5 2161.5
Porcentaje en peso
SBA 17.95 17.95 17.95 17.95 17.95 17.95
H2O 0.83 0.83 0.83 0.83 0.83 0.83
MEK 79.02 79.02 79.02 79.02 79.02 79.02
H2 2.19 2.19 2.19 2.19 2.19 2.19
Total 100.000 100.000 100.000 100.000 100.000 100.000
Flujo molar (kmol/h)
SBA 5.24 5.24 5.24 5.24 5.24 5.24
H2O 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00
MEK 23.72 23.72 23.72 23.72 23.72 23.72
H2 23.72 23.72 23.72 23.72 23.72 23.72
Total 53.688 53.688 53.688 53.688 53.688 53.688
Presión (atm) 1.486 1.437 4.8 4.73 16.00 15.96
Temperatura (°C) 256.30 150.60 219.71 150.60 220.47 170.00

16. Número de Corriente 13 14 15 16 17 18
Nombre de la
Corriente
Gas Residual
Alimentación
al Expansor K-
103
Salida del
Expansor K-
103
Alimentación
al
Condensador
Alimentación
al Separador
Vapor del
Separador
Flujo másico (kg/h)
SBA 19.4 368.5 368.5 368.5 368.5 8.9
H2O 17.9 0.1 0.1 0.1 0.1 0.0
MEK 85.4 1622.7 1622.7 1622.7 1622.7 135.0
H2 2.4 45.1 45.1 45.1 45.1 45.0
Total 125.1 2036.4 2036.4 2036.4 2036.4 188.9
Porcentaje en peso
SBA 15.50 18.10 18.10 18.10 18.10 4.72
H2O 14.33 0.00 0.00 0.00 0.00 0.01
MEK 68.27 79.69 79.69 79.69 79.69 71.44
H2 1.90 2.21 2.21 2.21 2.21 23.84
Total 100.000 100.000 100.000 100.000 100.000 100.000
Flujo molar (kmol/h)
SBA 0.26 4.98 4.98 4.98 4.98 0.12
H2O 1.00 0.01 0.01 0.01 0.01 0.00
MEK 1.19 22.54 22.54 22.54 22.54 1.87
H2 1.19 22.53 22.53 22.53 22.53 22.52
Total 3.631 50.057 50.057 50.057 50.057 24.515
Presión (atm) 1 15.96 2.30 2.1 2 2

17. Número de Corriente 19 20 21 22 23 24
Nombre de la
Corriente
Líquido del
separador
Alimentación a
la Columna de
Destilación
Fondos de la
Columna
Reciclo SBA Producto MEK
Alimentación
al Tanque
TK-102
Flujo másico (kg/h)
SBA 359.6 359.6 358.8 358.8 0.8 0.8
H2O 0.1 0.1 0.0 0.0 0.1 0.1
MEK 1487.8 1487.8 0.3 0.3 1487.5 1487.5
H2 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0
Total 1847.5 1847.5 359.1 359.1 1488.4 1488.4
Porcentaje en peso
SBA 19.46 19.46 99.92 99.92 0.057 0.06
H2O 0.00 0.00 0.00 0.00 0.005 0.01
MEK 80.53 80.53 0.08 0.08 99.936 99.94
H2 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Total 100.000 100.000 100.000 100.000 100.000 100.000
Flujo molar (kmol/h)
SBA 4.86 4.86 4.85 4.85 0.01 0.01
H2O 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
MEK 20.66 20.66 0.00 0.00 20.66 20.66
H2 0.01 0.01 0.00 0.00 0.01 0.01
Total 25.542 25.542 4.852 4.852 20.690 20.690
Presión (atm) 2 1.5 1.4 2.2 1.2 1

18. DISEÑO DE
EQUIPOS

19. REACTOR
Masa de catalizador por tubo (kg) 5.5 Conversión (%) 81.26
Presión de entrada (atm) 1.5 Presión de salida (kPa) 1.49
Temperatura de entrada (°C) 250 Temperatura de salida (°C) 256.3
Caída de presión (kPa) 0.014 Temp. de medio de calentamiento (°C) 600
Diámetro de tubo (pulgada) 1.5 Número de tubos 1800
Diámetro de partícula (mm) 5 Altura del lecho (m) 8.8
Los 1800 tubos se repartirán en 3 reactores de 600 cada uno.

20. COLUMNA DE ADSORCIÓN
Adsorbente Sílica
Presión de adsorción (atm) 16
Presión de desorción (atm) 1
Temperatura (°C) 170
Retención de agua (%) 99.5
Número de columnas 2
Longitud (m) 4.34
Diámetro (m) 1.09
Espesor (mm) 14.15

21. SEPARADOR HORIZONTAL BIFASICO
Longitud (m) 2.25
Diámetro (m) 0.75
Espesor (mm) 4.6

22. COLUMNA DE DESTILACIÓN
Relación de flujo mínimo 1.85
Número de platos ideales por Mccabe-thile 27
Número de platos (HYSYS) 30
Relación de Reflujo 4.5
Plato de alimentación 18
Diámetro de plato (m) 0.914

23. INTERCAMBIADOR DE CALOR E-101
En este intercambiador de calor se utilizará con el fin aprovechar la energía de la corriente de
salida del reactor (corriente 7) para llevar a la corriente de alimentación (corriente 3) a su punto
de burbuja antes de su ingreso al vaporizador.
Área de intercambio (m2) 23.7 Coeficiente global corregido
(W/m2.K)
54.92
Diámetro interno de tubo (mm) 16 Diámetro externo de tubo (mm) 20
Diámetro interno de la coraza (mm) 445 Longitud de tubos (m) 2.44
Número de bafles 6 Número de tubos 156
Número de pasos 4 Diámetro bundle (mm) 390
Espaciamiento entre bafles (mm) 445 Espaciamiento entre tubos (mm) 25
Caída de presión en los tubos (kPa) 0.2 Caída de presión en la coraza (kPa) 4.9

24. INTERCAMBIADOR DE CALOR E-102
La corriente de reactantes que sale del intercambiador E-101 requiere ser vaporizada.
Vaporizador termosifón.
Coeficiente global (W/m2.K) 278.81
Área de intercambio (m2) 23.11
Coeficiente global (W/m2.K) 725.4
Área de intercambio (m2) 23.15
Reboiler de la torre de destilación, tipo vaporizador termosifón.
INTERCAMBIADOR DE CALOR E-109

25. INTERCAMBIADOR DE CALOR E-103
Área de intercambio (m2) 2 Coeficiente global corregido
(W/m2.K)
475.6
Diámetro interno de tubo (mm) 20 Diámetro externo de tubo (mm) 25
Diámetro interno de la coraza
(mm)
201 Longitud de tubos (m) 1.83
Número de bafles 9 Número de tubos 15
Número de pasos 1 Diámetro bundle (mm) 151
Espaciamiento entre bafles (mm) 201 Espaciamiento entre tubos (mm) 31
Caída de presión en los tubos
(kPa)
6.84 Caída de presión en la coraza
(kPa)
0.791
Luego de que los gases del reactor pasen por el compresor K-101,
se genera un aumento de su temperatura por lo que es necesario
enfriarlo para que ingrese a un segundo compresor y así conseguir
la presión deseada para la operación de adsorción.

26. INTERCAMBIADOR DE CALOR E-104
Al igual que en el primer compresor, luego del incremento de la presión, también se produce un
aumento de la temperatura, por lo tanto, es necesario enfriar la corriente hasta 170 °C
temperatura a la que se dará la adsorción.
Área de intercambio (m2) 1.402 Coeficiente global corregido
(W/m2.K)
560.84
Diámetro interno de tubo (mm) 20 Diámetro externo de tubo (mm) 25
Diámetro interno de la coraza
(mm)
175 Longitud de tubos (m) 1.83
Número de bafles 10 Número de tubos 10
Número de pasos 1 Diámetro bundle (mm) 125
Espaciamiento entre bafles
(mm)
175 Espaciamiento entre tubos
(mm)
31
Caída de presión en los tubos
(kPa)
4.55 Caída de presión en la coraza
(kPa)
0.742

27. INTERCAMBIADOR DE CALOR E-105
Luego de que la corriente gaseosa pase por el expansor K-103, se produce una disminución de su
temperatura, pero esta no es suficiente para que la corriente esté lista para ingresar al
condensador, por ello es necesario utilizar este intercambiador para disminuir aún más su
temperatura, hasta 88.23 °C
Área de intercambio (m2) 1 Coeficiente global corregido
(W/m2.K)
350.1
Diámetro interno de tubo (mm) 14.8 Diámetro externo de tubo (mm) 19
Diámetro interno de la coraza
(mm)
181.16 Longitud de tubos (m) 0.91
Número de bafles 9 Número de tubos 20
Número de pasos 1 Diámetro bundle (mm) 131.16
Espaciamiento entre bafles (mm) 181 Espaciamiento entre tubos
(mm)
24
Caída de presión en los tubos
(kPa)
17.36 Caída de presión en la coraza
(kPa)
0.058

28. INTERCAMBIADOR DE CALOR E-106
El producto del adsorbedor que ha sido enfriado en el E-105 entra a este intercambiador para
condensarse parcialmente, debido a la presencia de hidrógeno. La temperatura de salida se ha
fijado en 35°C. Este producto pasará por el lado de los tubos. Como medio de enfriamiento se
utilizará agua de enfriamiento.
Área de intercambio (m2) 53.09 Coeficiente global corregido
(W/m2.K)
250.6
Diámetro interno de tubo
(mm)
14.8 Diámetro externo de tubo (mm) 19
Diámetro interno de la coraza
(mm)
509.19 Longitud de tubos (m) 4.9
Número de bafles 9 Número de tubos 184
Número de pasos 8 Diámetro bundle (mm) 459.88
Espaciamiento entre bafles
(mm)
102 Espaciamiento entre tubos (mm) 24

29. INTERCAMBIADOR DE CALOR E-107
Se procede a elevar la temperatura de la corriente líquida proveniente del separador hasta su
punto de burbuja, acondicionándola para ser enviada a la columna de destilación.
Área de intercambio (m2) 1.6 Coeficiente global corregido
(W/m2.K)
518
Diámetro interno de tubo (mm) 16 Diámetro externo de tubo (mm) 20
Diámetro interno de la coraza
(mm)
195 Longitud de tubos (m) 1.83
Número de bafles 89 Número de tubos 16
Número de pasos 4 Diámetro bundle (mm) 144
Espaciamiento entre bafles
(mm)
195 Espaciamiento entre tubos
(mm)
25
Caída de presión en los tubos
(kPa)
6.2 Caída de presión en la coraza
(kPa)
-

30. INTERCAMBIADOR DE CALOR E-108
Se procede a condensar la corriente de vapor proveniente del primer plato de la columna de
destilación hasta su punto de rocío, acondicionándola para ser recirculada a la columna de
destilación.
Área de intercambio (m2) 29.7 Coeficiente global corregido
(W/m2.K)
661.9
Diámetro interno de tubo (mm) 29 Diámetro externo de tubo
(mm)
31.75
Diámetro interno de la coraza
(mm)
530 Longitud de tubos (m) 3.61
Número de bafles 6 Número de tubos 84
Número de pasos 4 Diámetro bundle (mm) 473
Espaciamiento entre bafles
(mm)
110 Espaciamiento entre tubos
(mm)
25

31. INTERCAMBIADOR DE CALOR E-110
Este intercambiador de calor llevara la corriente del producto (destilado) hasta 35 °C para su
almacenaje.
Área de intercambio (m2) 6.1 Coeficiente global corregido
(W/m2.K)
330.7
Diámetro interno de tubo (mm) 14.8 Diámetro externo de tubo
(mm)
19
Diámetro interno de la coraza
(mm)
259.1 Longitud de tubos (m) 2.4
Número de bafles 9 Número de tubos 44
Número de pasos 4 Diámetro bundle (mm) 209.1
Espaciamiento entre bafles
(mm)
259 Espaciamiento entre tubos
(mm)
24

32. BOMBA P-101
i
Pi
manométr
ica (atm)
zi (m)
Velocidad
(m/s)
Reynolds
Factor de
fricción
Carga por
fricción
(m)
Carga de
la bomba
P-101 (m)
1 0 11.5 0 0.00
3.14E-02 6.0 10.3
2 1.2 0.5 1.3 14739
Eficiencia Bomba P-101 0.7
Potencia Bomba P-101 (W) 86.26
P1 absoluta (atm) 1
hsp (m) 12.7
hs (m) 11.5
hf (m) 0
Pv (Pa) 2476
hv (m) 0.3
NPSHA 23.9
NPSHR máximo 21.7

33. BOMBA P-102
i
Pi
manométri
ca (atm)
zi (m)
Velocidad
(m/s)
Reynolds
Factor de
fricción
Carga por
fricción
(m)
Carga de
la bomba
P-102 (m)
3 0.4 0.5 0 0.0
0.03 0.2 13.3
2 1.2 2 0.3 20694
Eficiencia Bomba P-102 0.7
Potencia Bomba P-102
(W) 18.6
P2 absoluta (atm) 1.4
hsp (m) 20.2
hs (m) 0.5
hf (m) 0
Pv (Pa) 141900
hv (m) 20.2
NPSHA 0.5
NPSHRmaximo 0.4

34. BOMBA P-103
i
Pi
manométri
ca (atm)
zi (m)
Velocidad
(m/s)
Reynolds
Factor de
fricción
Carga por
fricción
(m)
Carga de la
bomba P-
103 (m)
4 0.2 1.5 0.0 0
0.02 2.3 18.9
5 0.2 18 1.2 212854
Eficiencia Bomba P-103 0.7
Potencia Bomba P-103 (W) 514.7
P3 absoluta (atm) 1.2
hsp (m) 16.4
hs (m) 1.5
hf (m) 0
Pv (atm)
121600
hv (m) 16.4
NPSHA 1.5
NPSHR máximo 1.4

35. COMPRESOR K-101
Se utilizará un compresor centrífugo con el fin de elevar la presión de los productos de la reacción
antes de entrar al adsorbedor desde una presión de 1.44 atmósferas hasta 4.8 atmósferas.
Relación Cp/Cv 1.104
m 0.125
Temperatura de salida (K) 492.86
Peso molecular aparente (kg/kmol) 40.26
Presión reducida 0.32
Factor de compresibilidad 1
Coeficiente politrópico (n) 1.14
Potencia (kJ/kg) 113.93
Potencia requerida (kJ/Kg) 115.90
Potencia requerida (kW) 91.21

36. COMPRESOR K-102
Se utilizará un segundo compresor centrífugo con el fin de elevar la presión de los productos de la
reacción antes de entrar al adsorbedor desde una presión de 4.73 atmósferas hasta 16 atmósferas.
Relación Cp/Cv 1.1
m 0.125
Temperatura de salida 493.6
Peso molecular aparente 40.26
Temperatura reducida 1.45
Presión reducida 0.32
Factor de compresibilidad 1
Coeficiente politrópico (n) 1.14
Potencia (kJ/kg) 115.2
Potencia requerida (kJ/Kg) 153.6
Potencia requerida (kW) 92.2

37. EXPANSOR K-103
Se utilizará un expansor centrífugo con el fin de disminuir la presión y facilitar la separación por
condensación parcial desde una presión de 15.96 atmósferas hasta 2.3 atmósferas. El diseño es el
mismo que para el compresor K-101.
Relación Cp/Cv 1.1
m 0.074
Temperatura de salida 384.00
Peso molecular aparente 40.68
Temperatura reducida 1.33
Presión reducida 0.32
Factor de compresibilidad 1
Coeficiente politrópico (n) 1.08
Potencia (kJ/kg) 163.5
Potencia requerida (kJ/Kg) 217.9
Potencia requerida (kW) 123.3

38. TANQUE TK-101
Dimensionamiento del TK-102
Flujo Volumétrico (m3/h) 2.23
Tiempo de residencia requerido (h) 24.00
Volumen retenido (m3) 53.58
Volumen ocupado (m3) 0.75
Volumen Total (m3) 71.45
Diametro (m) 3.57
Altura (m) 7.14
Altura del cabezal (m) 1.79

39. TANQUE TK-102
Dimensionamiento del TK-102
Densidad de la mezcla (kg/m3) 809.73
Flujo Volumétrico (m3/h) 1.84
Tiempo de residencia requerido (h) 48.00
Volumen retenido (m3) 88.23
Volumen ocupado (m3) 0.75
Volumen Total (m3) 117.64
Diámetro (m) 4.22
Altura (m) 8.43
Altura del cabezal (m) 2.108
Espesor :3.12mm

40. HORNO H-101
De acuerdo con el simulador HYSYS, se requiere 170.8 kW
para calentar a la corriente de salida del vaporizador E-102
hasta 250°C. Si se asume que la eficiencia del horno es de 65%
(este valor está comprendido entre 60 y 80, de acuerdo a la
referencia (8)), la energía requerida es de 262. 77 kW, que es
equivalente a 0.897MMBTU/h. Dado que la Energía del gas de
combustión es de 980 MMBTU/MMSCF, se obtiene que el flujo
de gas requerido es de 915 SCF/h

41. ANÁLISIS
ECONÓMICO

42. Equipo Sección a calcular el costo
Número de
secciones
Ce (MU$$ de
Enero 2010)
Ce (MU$$ de
Marzo 2017)
Compresor C-101 Compresor centrífugo 1 880 928
ntercambiador E-101 Intercambiador Cabezal flot. 1 35 37
ntercambiador E-103 Intercambiador Cabezal flot. 1 32 34
Vaporizador Termosifón E-102 Intercambiador Termosifón 1 34 36
ntercambiador E-104 Intercambiador Cabezal flot. 1 32 34
ntercambiador E-105 Intercambiador Cabezal flot. 1 32 34
ntercambiador E-107 Intercambiador Cabezal flot. 1 32 34
Condensador de la torre de destil. E-108 Intercambiador Cabezal flot. 1 36 38
Reboiler Temosifón E-109 Intercambiador Termosifón 1 34 36
Tanque TK-101 Tanque techo de cono 3 495 522
Tanque TK-102 Tanque techo de cono 3 434 458
Columna de destilación Plato sieve 30 15 16
Columna de destilación Tanque vertical cs 1 34 36
Separador Tanque horizontal cs 1 13 14
Reactor Intercambiador Cabezal flot. 3 696 734
ntercambiador E-104 Intercambiador Cabezal flot. 1 32 34
ntercambiador E-106 Intercambiador Cabezal flot. 1 40 42
ntercambiador E-110 Intercambiador Cabezal flot. 1 33 34
Bomba P-101 Bomba centrifuga de una etapa 2 16 17
Bomba P-102 Bomba centrifuga de una etapa 2 16 17
Bomba P-103 Bomba centrifuga de una etapa 2 17 18
Compresor C-102 Compresor centrífugo 1 882 930
Expansor C-103 Compresor centrífugo 1 939 991
Horno H-101 Horno cilíndrico 1 117 124
Columna de adsorción Tanque vertical cs 2 61 64
Tanque TK-103 Tanque vertical cs 1 74 78

43. COSTO DE EQUIPOS E INVERSIÓN EN CAPITAL FIJO
 Con los datos de la tabla anterior se obtiene que el costo total de los equipos
es de aproximadamente 5539 MUS$. Considerando que este valor representa
el 17% de la inversión en capital fijo (referencia [14]), se obtiene que dicha
inversión asciende a 32.6 MMUS$.

44. COSTO PROPORCIONAL AL VOLUMEN DE
PRODUCCIÓN Y COSTO DE MANO DE OBRA
COSTO DE ELECTRICIDAD 8.13 c.$/kW.h
EQUIPO kW kW.h/año $/año $/TM
P-101 0 613 49.9 0.00
C-101 91 798912 64951.6 5.24
C-102 92 807672 65663.7 5.30
P-102 0 175 14.2 0.00
P-103 0 3854 313.4 0.03
TOTAL 10.57
COSTO DE AGUA 1.63 $/m3
EQUIPO kg/h m3/año $/año $/TM
E-103 5280 46252.8 28376 2.29
E-104 3910 34251.6 21013 1.70
E-105 1440 12614.4 7739 0.62
E-106 18490 161972.4 99370 8.02
E-108 58750 514650 315736 25.47
E-110 2720 23827.2 14618 1.18
Total 39.27

45. COSTO PROPORCIONAL AL VOLUMEN DE
PRODUCCIÓN Y COSTO DE MANO DE OBRA
COSTO DE VAPOR
BAJA PRESIÓN 3.298 $/klb PROMEDIO
ALTA PRESIÓN 3.316 $/klb 3.307
EQUIPO kg/h klb/año $/año $/TM
E-102 570 10985.04 36327.53 2.93
E-107 132 2543.904 8412.69 0.68
E-109 1791 34516.152 114144.91 9.21
TOTAL 12.82
COSTO DE GAS
NATURAL 2.848 $/MMBTU
EQUIPO kJ/h MMBTU/año $/año $/TM
H-101 946000 7872.61 22421.20 1.81
COSTO DE RELLENO DEL ADSORBEDOR
MATERIAL TM/Equipo No de Equipos $/TM reposición/año $/año $/TM
SILICA GEL 2.357 3 500 2 7071 0.57
Sumando los valores de dólares por tonelada que se requiere por cada servicio, se
obtiene 65.04$/TM de MEK

46. COSTO PROPORCIONAL AL VOLUMEN DE
PRODUCCIÓN Y COSTO DE MANO DE OBRA
COSTO DE MANO DE OBRA 24000 $/año
SECCIÓN # DE OP $/año M$/año
REACTOR 2 48000 48
COLUMNA DEST. 2 48000 48
ADSORBEDOR 2 48000 48
INTERCAM. 4 96000 96
C. CONTROL 5 120000 120
TOTAL 360

47. ESTADOS FINANCIEROS PARA EVALUACIÓN ECONÓMICA
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
Ingresos
(MMUS$/año) 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00
Egresos
Materia Prima 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75
Costos Variables 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80
Costos Fijos 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97
Gastos de
Produccion 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52
Utilidad Bruta -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52
Gastos
Administrativos 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14
Gastos de Ventas 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07
Utilidad de
Operación -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73
Depreciación 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26
Renta Neta -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99
Impuesto a la
Renta 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Utilidad Neta -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99
Reserva Legal 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Utilidad
Retenida 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Dividendo 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Pérdida -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99

48. ESTADOS FINANCIEROS PARA EVALUACIÓN ECONÓMICA
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
Inversión:
Capital Fijo 32.60
∆ Capital de
Trabajo 2.41 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 -2.41
TOTAL
INVERSIÓN 32.60 2.41 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 -2.41
UTILIDAD
NETA -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99
Depreciación 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26
FLUJO NETO
DE FONDOS -32.60 -5.14 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -0.33
Aportes 32.60 5.14 2.73 2.73 2.73 2.73 2.73 2.73 2.73 2.73 0.33
Dividendos 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Saldo Anual 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Caja
Acumulada 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

49. ESTADOS FINANCIEROS PARA EVALUACIÓN FINANCIERA
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
Ingresos 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00 14.00
Egresos
Materia Prima 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75 12.75
Costos Variables 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80 0.80
Costos Fijos 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97 2.97
Gastos de
Produccion 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52 16.52
Utilidad Bruta -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52 -2.52
Gastos
Administrativos 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14 0.14
Gastos de
Ventas 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07
Utilidad de
Operación -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73
Gastos
Financieros 0.67 0.49 0.31 0.15
Depreciación 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26
Renta Neta -6.67 -6.48 -6.31 -6.14 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99
Impuesto a la
Renta 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Utilidad Neta -6.67 -6.48 -6.31 -6.14 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99
Reserva Legal 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Utilidad
Retenida 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Dividendo 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

50. ESTADOS FINANCIEROS PARA EVALUACIÓN FINANCIERA
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
Inversión
Capital Fijo 25.60
Amortización
de la Deuda 1.68 1.62 1.56 1.50
∆ Capital de
Trabajo 2.41 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 -2.41
TOTAL
INVERSIÓN 25.60 4.09 1.62 1.56 1.50 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 -2.41
UTILIDAD
NETA -6.67 -6.48 -6.31 -6.14 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99 -5.99
Depreciación 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26 3.26
FLUJO NETO
DE FONDOS -25.60 -7.50 -4.84 -4.60 -4.38 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -0.33
Aportes 25.60 7.50 4.84 4.60 4.38 2.73 2.73 2.73 2.73 2.73 0.33
Dividendos 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Saldo Anual 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Caja
Acumulada 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

51. VPN y TIR
Rentabilidad derivada del análisis financiero
Rentabilidad derivada del análisis económico
FNF(MMUSS de 0) Rentabilidad
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 VPN
-32.60 -5.14 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -0.33 -50.66
FNF(MMUSS de 0) Rentabilidad
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 VPN
-25.60 -7.50 -4.84 -4.60 -4.38 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -0.33 -50.07

52. ANÁLISIS DE SENSIBILIDAD
FNF(MMUSS de 0) Rentabilidad
beta 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 VPN TIR
0.8
0.85 -32.60 -3.00 -0.82 -0.82 -0.82 -0.82 -0.82 -0.82 -0.82 -0.82 1.36 -38.79 -
0.9 -32.60 -3.72 -1.46 -1.46 -1.46 -1.46 -1.46 -1.46 -1.46 -1.46 0.80 -42.75 -
0.95 -32.60 -4.43 -2.10 -2.10 -2.10 -2.10 -2.10 -2.10 -2.10 -2.10 0.24 -46.71 -
1 -32.60 -5.14 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -0.33 -50.66 -
1.05 -32.60 -5.86 -3.37 -3.37 -3.37 -3.37 -3.37 -3.37 -3.37 -3.37 -0.89 -54.62 -
1.1 -32.60 -6.57 -4.01 -4.01 -4.01 -4.01 -4.01 -4.01 -4.01 -4.01 -1.45 -58.58 -
1.15
1.2
Sensibilidad al precio del SBA-Evaluación Económica

53. FNF(MMUSS de 0) Rentabilidad
beta 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 VPN TIR
0.8
0.85 -25.60 -5.36 -2.93 -2.69 -2.47 -0.82 -0.82 -0.82 -0.82 -0.82 1.36 -38.2 -
0.9 -25.60 -6.07 -3.56 -3.33 -3.10 -1.46 -1.46 -1.46 -1.46 -1.46 0.80 -42.16 -
0.95 -25.60 -6.79 -4.20 -3.96 -3.74 -2.10 -2.10 -2.10 -2.10 -2.10 0.24 -46.11 -
1 -25.60 -7.50 -4.84 -4.60 -4.38 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -0.33 -50.07 -
1.05 -25.60 -8.21 -5.48 -5.24 -5.02 -3.37 -3.37 -3.37 -3.37 -3.37 -0.89 -54.03 -
1.1 -25.60 -8.92 -6.11 -5.88 -5.65 -4.01 -4.01 -4.01 -4.01 -4.01 -1.45 -57.98 -
1.15
1.2
Sensibilidad al precio del SBA-Evaluación Financiera

54. FNF(MMUSS de 0) Rentabilidad
beta 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 VPN TIR
0.8
0.85
0.9 -32.60 -6.46 -4.11 -4.11 -4.11 -4.11 -4.11 -4.11 -4.11 -4.11 -1.76 -59.1 -
0.95 -32.60 -5.80 -3.42 -3.42 -3.42 -3.42 -3.42 -3.42 -3.42 -3.42 -1.04 -54.88 -
1 -32.60 -5.14 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -0.33 -50.66 -
1.05 -32.60 -4.48 -2.04 -2.04 -2.04 -2.04 -2.04 -2.04 -2.04 -2.04 0.39 -46.44 -
1.1 -32.60 -3.82 -1.36 -1.36 -1.36 -1.36 -1.36 -1.36 -1.36 -1.36 1.11 -42.22 -
1.15 -32.60 -3.16 -0.67 -0.67 -0.67 -0.67 -0.67 -0.67 -0.67 -0.67 1.83 -38 -
1.2 -32.60 -2.50 0.02 0.02 0.02 0.02 0.02 0.02 0.02 0.02 2.55 -33.78 -
Sensibilidad al precio del MEK-Evaluación Económica

55. FNF(MMUSS de 0) Rentabilidad
beta 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 VPN TIR
0.8
0.85
0.9 -25.60 -8.82 -6.22 -5.98 -5.76 -4.11 -4.11 -4.11 -4.11 -4.11 -1.76 -58.51 -
0.95 -25.60 -8.16 -5.53 -5.29 -5.07 -3.42 -3.42 -3.42 -3.42 -3.42 -1.04 -54.29 -
1 -25.60 -7.50 -4.84 -4.60 -4.38 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -2.73 -0.33 -50.07 -
1.05 -25.60 -6.84 -4.15 -3.91 -3.69 -2.04 -2.04 -2.04 -2.04 -2.04 0.39 -45.85 -
1.1 -25.60 -6.18 -3.46 -3.22 -3.00 -1.36 -1.36 -1.36 -1.36 -1.36 1.11 -41.63 -
1.15 -25.60 -5.52 -2.77 -2.53 -2.31 -0.67 -0.67 -0.67 -0.67 -0.67 1.83 -37.41 -
1.2 -25.60 -4.86 -2.08 -1.84 -1.62 0.02 0.02 0.02 0.02 0.02 2.55 -33.19 -
Sensibilidad al precio del MEK-Evaluación Financiera

56. ASPECTOS MEDIOAMBIENTALES
 Se tienen tres emisiones, el gas residual que se obtiene en el adsorbedor
(corriente 13); el vapor del separador (corriente 18) y los humos que se
generan en el horno.
 Debido a la poca cantidad de humos generados, estos serán liberados al
ambiente.
 Se decide enviar las corrientes de vapor de salida del adsorbedor y separador
a una antorcha.

57. ASPECTOS DE SEGURIDAD
 Como salvaguardas de diseño pasivo, se tuvieron consideraciones para la gran
mayoría de equipos, las cuales abarcaron condiciones de temperatura y
presión, añadiendo un margen por cuestiones de seguridad. En cuanto al
diseño activo, se deberá plantear lazos de control, que, mediante la
instrumentación adecuada, permitirán mantener la temperatura, presión y/o
flujo dentro de los límites seguros de operación.

58. DIAGRAMA DE
INSTRUMENTACIÓN

65. ANÁLISIS DE
SEGURIDAD
WHAT IF…?

66. ¿Qué pasa si… Consecuencia Protecciones Recomendaciones
….varía el flujo de algunas corrientes?
En el caso de intercambiadores la temperatura
de la corriente de salida varía, generando así
que la operación que se dé en el proceso que le
sigue al intercambiador respectivo puede darse
de una manera inadecuada.
En el caso del reactor la caída de presión
aumenta, pero de manera poco significativa.
Además, la conversión de la reacción varía,
pudiendo no llegarse a la concentración deseada
del producto final.
En el caso del adsorbedor, la saturación del
adsorbente se da en un tiempo distinto al
estimado. Pudiendo aumentar el tiempo de ciclo
de regeneración y por consiguiente el aumento
de la cantidad de adsorbente repuesto en el
año.
En el caso del separador, los flujos de salida y
las composiciones cambia, así como el nivel del
líquido en el separador; pudiendo no darse la
correcta separación de las fases.
En la torre de destilación, los flujos de salida y
las composiciones cambian, así como el líquido
acumulado en la columna, pudiendo generarse la
inundación de la torre perjudicando así el
desempeño de esta misma, disminuyendo la
pureza del destilado.
En los equipos de impulsión, puede que el fluido
no reciba la cantidad necesaria de energía para
vencer las pérdidas de presión y llegar a la
siguiente unidad de proceso, o también entregue
demasiada energía pudiendo perjudicar el
desempeño de alguna unidad de proceso
Se tiene válvulas de control que regulan el flujo
del medio de calentamiento/enfriamiento según
la temperatura del fluido que sale del
intercambiador de calor.
El flujo total ingresado al proceso es regulado al
inicio del mismo, mediante una válvula de
control con el uso de una estrategia feedback.
El nivel de la torre es controlado mediante la
entrada del flujo de vapor al reboiler de la
columna de destilación.
El nivel en el separador es regulado con una
válvula de control en la línea de salida de
líquido
Los compresores tienen un lazo de control que
regula la velocidad de los mismos según la
diferencia de presión.
Regular la automatización de los ciclos de
adsorción desorción para evitar un cambio
drástico en la composición de salida del
adsorbedor.

67. …cambia las composiciones de la materia prima?
La temperatura de la corriente de salida cambia
respecto al set point (debido a la variación de las
propiedades termodinámicas). La operación que se
dé en el proceso que le sigue al intercambiador
respectivo puede darse de una manera inadecuada.
En el caso del adsorbedor, la saturación del
adsorbente se da en un tiempo distinto al
estimado. Pudiendo variar el tiempo de ciclo de
regeneración.
En el caso del reactor la conversión de la reacción
varía, pudiendo no llegarse a la concentración
deseada del producto final.
Se tiene una válvula de control de flujo de vapor,
que controla el mismo de acuerdo a la temperatura
del flujo de salida del intercambiador.
Tener un control exhaustivo del ingreso de materia
prima a la planta.
Regular la automatización de los ciclos de
adsorción desorción para evitar un cambio drástico
en la composición de salida del adsorbedor.
...se detienen los equipos impulsores?
No llega fluido a los equipos, provocando fallas
como por ejemplo aumento de temperatura o
pérdidas de presión, alejándose de las condiciones
óptimas de trabajo; muchos equipos podrían
resultar inutilizables y la producción de MEK se
pararía.
En el caso de bombas, se hace operar la bomba de
respaldo. El cambio se realiza de forma manual.
Constante control y mantenimiento de bombas y
compresores.
Colocar una alarma de paro de planta al detectar
bajo flujo a la entrada del compresor
…fallan las válvulas?
Las caidas de presion de las corrientes se vuelven
mayores y es posibles que la energía entregada al
fluido no sea la suficiente para que llegue a la
siguiente unidad de proceso.
Aumento de presión en las líneas de salida de los
equipos de impulsión por obstrucción o cierre de
alguna válvula
Se han colocado indicadores de presión a la salida
de cada bomba
Mantenimiento periódico de las válvulas
Adicionar alarmas por bajo flujo o muy bajo flujo
…fallan los sistemas de instrumentaciones y
control?
Se pierde el control del proceso y por tanto las
condiciones de operación se alejan de las de
trabajo.
Todas las válvulas de control tiene un bypass que
permite el paso de planta a modo manual
Mantenimiento continuo al sistema de
instrumentación
…cambian las condiciones de presión y temperatura
de las corrientes?
Al cambiar las condiciones de operación de los
equipos es posible que los equipos fallen y no se
logre la composición adecuada del producto de
salida.
En el caso de intercambiadores la temperatura de
la corriente de salida varía, generando así que la
operación que se dé en el proceso que le sigue al
intercambiador respectivo puede darse de una
Se instaló válvulas de alivio y discos de ruptura a
los adsorbedores, la columna de destilación, el
reactor y al separador horizontal para evitar fallos
por aumento de presión.
Se tiene válvulas de control que regulan el flujo
del medio de calentamiento/enfriamiento según la
temperatura del fluido que sale del intercambiador
de calor.
Mantenimiento continúo al sistema de
instrumentación

68. GRACIAS