SÍNTESIS DE PROCESOS QUIMICOS [ Año 2003 ]

DEPARTAMENTO

DE INGENIERIA QUIMICA

UNIVERSIDAD DE CONCEPCION

SÍNTESIS DE PROCESOS

QUIMICOS

[ Año 2003 ]

UNIVERSIDAD DE CONCEPCION

FACULTAD DE INGENIERIA

Dr. Fernando Márquez R.

Departamento de Ingeniería Química

Universidad de Concepción

CONTENIDO

En este curso se sintetizan los conceptos adquiridos usualmente en los cursos de Ciencias de Ingeniería, entregándole al alumno las herramientas para aplicar estos conocimientos en la Síntesis de un Proceso Industrial. Se trata de introducir al alumno en el mundo del Diseño de Procesos pero con una metodología distinta, usando el aprendizaje por resolución de problemas reales, y, además introducir los conceptos de desarrollo de procesos limpios y de gestión ambiental en paralelo con el diseño del proceso

OBJETIVOS :

A través del curso se entregan conceptos básicos de síntesis y diseño de procesos, enfatizando en el aspecto creativo de esta actividad. Se analizan conceptos económicos básicos y reglas heurísticas para sistemas simples que permiten simplificar el diseño de un proceso. Se introduce el concepto de Diseño Conceptual de los Procesos Químicos, con la meta específica de encontrar el Diagrama de Flujos óptimo para un determinado proceso, lo que significa seleccionar las unidades de procesos y las interconexiones entre estas unidades, así como las condiciones óptimas de diseño y de operación del proceso. Se introducen también los conceptos de seguridad y salud, minimización de residuos y el tratamiento de efluentes de la industria de procesos.

METODOLOGIA DE TRABAJO :

Se efectuarán horas teóricas de docencia directa, donde se presentarán los tópicos de cada capítulo y horas de practica, donde se reforzarán los conceptos con trabajos en problemas que contienen los conceptos enseñados en las clases teóricas. Se efectuarán también tareas que contienen los conceptos de cada capitulo y que pretenden que el alumno integre los conceptos a través de problemas prácticos y lo más reales posibles. También se efectuaran trabajos en grupo con ejemplos de procesos industriales para introducir el concepto de trabajo multidisciplinario .

EVALUACIÓN

El sistema de evaluación se efectuará a través de tres certámenes y de las tareas y trabajos entregados durante el semestre. Se obtendrán cuatro notas correspondientes a los tres certámenes y las tareas y trabajos. La nota final se obtiene de promediar estas cuatro notas. Los alumnos que no obtengan nota 4,0 o superior pueden optar por un certamen de recuperación de acuerdo al reglamento.

SECCION I : INGENIERIA ECONOMICA Y REGLAS HEURISTICAS

1.1 Introducción al Diseño de Procesos Químicos 1.2 El Aspecto Creativo del Diseño de Procesos 1.3 El Método Ingenieril

1.4 El Caso Base : Planta de Ciclohexano

CAPITULO II : CONCEPTOS BASICOS DE INGENIERIA ECONOMICA 2.1 Información Básica de Costos

2.2 Inversión Total de Capital y Costo de Producción 2.3 El Valor del Dinero en el Tiempo

2.4 Calculo de la Rentabilidad de un Proceso

CAPITULO III : REGLAS HEURISTICAS Y METODOS APROXIMADOS 3.1 Reglas Heurísticas para Sistemas Simples

3.2 Métodos de Diseño y Costo de Absorbedores

3.3 Métodos de Diseño y Costo de Columnas de Destilación 3.4 Métodos de Diseño y Costo de Intercambiadores de Calor

CAPITULO IV : DISEÑO Y OPTIMIZACION DE SUB-SISTEMAS 4.3 Potencial Económico

4.1 Diseño de un sistema de recuperación de un soluto 4.2 Alternativas de Procesos

4.4 Alternativas del Diagrama de Flujo

SECCION II : DISENO CONCEPTUAL DE PROCESOS QUIMICOS CAPITULO V : INTRODUCCION AL DISEÑO CONCEPTUAL

5.1 Sistema Jerarquizado en la Síntesis de Procesos 5.2 Información Básica de un Diagrama de Flujo 5.3 Sistemas Continuos versus Discontinuos

CAPITULO VI : ESTRUCTURA DE ENTRADA-SALIDA DEL D. F. 6.1 Decisiones para la Estructura de Entrada-Salida

6.2 Variables de Diseño, balances de Materia y Costos de Flujos 6.3 Potencial Económico de un Diagrama de Flujo

CAPITULO VII : ESTRUCTURA DE RECICLO DE UN DIAGRAMA DE FLUJO

7.1 Decisiones para la Estructura de Reciclo 7.2 Balances de Materia de Reciclos

7.3 Efectos Energéticos del Reactor 7.4 Diseño y Costo del Compresor 7.5 Diseño y Costo del Reactor

CAPITULO VIII : SISTEMA DE SEPARACION DE UN DIAGRAMA DE FLUJO 8.1 Estructura General del Sistema de Separación

8.2 Sistema de Recuperación de Vapor 8.3 Sistema de Recuperación de Líquidos

CAPITULO IX : CONSIDERACIONES DE SEGURIDAD Y SALUD 9.1 Introducción

9.2 Definición y Clasificación de Sustancias Peligrosas 9.3 Clases de Sustancias Peligrosas

9.4 Conceptos Básicos de Sustancias Peligrosas 9.5 Fuego y Explosiones

9.6 Fugas y Derrames de Sustancias Tóxicas 9.7 Limitación de Sustancias Peligrosas 9.8 Atenuación de Sustancias Peligrosas 9.9 Aspectos de Salud y Seguridad

CAPITULO X : MINIMIZACION DE RESIDUOS 10.1 Minimización de Residuos en Reactores

10.2 Minimización de Residuos en Sistema de Separación y de Reciclo 10.3 Minimización de Residuos en Operación del Proceso

10.4 Minimización de Residuos en Servicios

CAPITULO XI : TRATAMIENTO DE EFLUENTES DE PROCESOS 11.1 Métodos de Tratamientos Tradicionales

11.2 Incineración

11.3 Tratamiento de Partículas en Emisiones Aéreas 11.4 Tratamiento de Emisiones Gaseosas

11.5 Tratamiento de Productos de Combustión 11.6 Tratamiento de Emisiones Acuosas

CAPITULO XII : ANALISIS DE RIESGOS EN LA INDUSTRIA DE PROCESOS 12.1. Métodos de Análisis de Riesgos en la Industria Quimica

12.2. Método Apell de las Naciones Unidas 12.3. Metodología Apell de Analisis de Riesgos 12.4. Ejemplos de Analisis de Apell

TEXTOS GUÍA :

J. M. Douglas,“ Conceptual Design of Chemical Processes “ , Mc Graw

Hill, New York, 1988.( En Biblioteca )

Peters, M., Timmerhaus, K, “ Plant Design and Economics for Chemical

Engineers”, 3rd Edition, Mc Graw Hill, 2003. ( En Biblioteca )

TEXTOS COMPLEMENTARIOS :

Robin Smith, “Chemical Process Design”, Mc Graw-Hill, Inc., 1995.

W.D. Seider, J.D. Seader, D.R. Lewin, “Process Design Principles.

Synthesis, Analysis and Evaluation” John Wiley, 1999.

L. T. Biegler, I.E. Grossmann, A.W. Westerberg ,”Systematic Methods of

Chemicals Process Design, Prentice Hall, 1997.

J.H. Perry,

Chemical Engineer¨s Handbook , 7th Edition, Mc Graw Hill,

N.Y., 1990

G. D. Ulrich , A Guide to Chemical Engineering Process Design and

Economics ,John Wiley , New York, 1984.

A. Zomosa; “ Manual de Proyectos de Ingeniería Química” , Universidad

de Chile, Santiago, 1984.

Resnick, W. , “ Process Analysis and Design for Chemical Engineers “,

Mc Graw Hill, New York, 1981.

Aerstin , F., “ Applied Chemical Process Design “ , Plenum, New York,

1978

Insitut Francais Du Petrole , “ Manual of Economic Analysis of Chemical

Processes “, Mc Graw Hill , New York, 1976.

Baasel, W.,

“ Preliminary Chemical Engineering Plant Design “, Elsevier,

New York, 1976.

Happel, J., Jordan, D., “ Chemical Process Economics “, Dekker, New

York, 1975

Bachurst , J., Harker, J., “ Process Plant Design “ , Elsevier, New York,

1973,

F.C. , Jelen , Cost and Optimization Engineering , Lamar State College og

Technology , Beaumont, Texas, McGraw Hill, 1970.

CAPITULO II.

CONCEPTOS DE INGENIERÍA ECONÓMICA 2.1 ANALISIS DE ESTIMACION DE COSTOS

2.1.1 INVERSIÓN TOTAL DE CAPITAL Y COSTO TOTAL PRODUCCIÓN.

Un diseño aceptable de una planta debe presentar un proceso que sea capaz de operar bajo condiciones tales que produzcan una cierta ganancia. Puesto que las utilidades o rentas son:

Utilidades = Entradas Totales - Costo Total de Producción

Es esencial que el ingeniero químico tenga claro cuáles son los costos asociados en un proceso de la industria química.

Se debe invertir capital para los gastos directos de la planta, tales como materia prima, mano de obra y equipos. Gastos indirectos también deben incluirse en un análisis completo del costo total. Como ejemplo de costos indirectos están los salarios del personal administrativo, los costos de distribución de productos, etc.

Una inversión de capital se requiere para cualquier proceso consiste de la inversión de capital fijo, para los equipos físicos y edificios auxiliares de la planta, más el capital de trabajo que debe estar disponible para el pago de salarios, materias primas y otros gastos imprevistos que requieren de dinero al contado.

Es práctica común en el diseño preliminar de un proceso, primeramente diseñar todos los equipos y estimar la cantidad de servicios requeridos. A continuación se determina el costo de los equipos y se calculan los costos de los servicios. A continuación los costos de inversión y de operación de calculan en función del costo instalado de los equipos a través de diversos factores, y finalmente se hace un análisis de la rentabilidad del proceso. Sin embargo, en el diseño preliminar de procesos se prefiere mirar por alternativas tan pronto como el diseño aparezca no rentable. Por lo tanto, vamos a desarrollar un modelo de costo simplificado para el costo total de inversión, el costo de producción y la rentabilidad de un proceso.

2.1.2 FLUJO DE CAJA PARA OPERACIONES INDUSTRIALES

La Figura 2.1 muestra el concepto de flujo de caja de una operación industrial basada en un sistema soporte que sirve como fuente de capital o como receptor de capital. Las entradas al receptor de capital pueden ser en forma de préstamos, captación de acciones y otro tipo de recursos incluyendo el flujo neto de caja que retorna al receptor de capital de cada proyecto.

Las salidas de la fuente de capital se efectúan en forma de inversión de capital para cada una de las operaciones de la industria, dividendos para los accionistas, pago pagos de deudas y otras inversiones.

El diagrama de la Figura 2.1 muestra un rectángulo que implica la inversión total de capital que es necesario para iniciar una operación industria en general. Esta inversión total de capital incluye todos los fondos necesarios para poner en marcha el proyecto. Esto comprende la inversión de capital fijo directo o inversión de capital de manufactura y el capital de trabajo, junto con la inversión requerida para todos los servicios auxiliares y de no-manufacturas.

35% UNAI UNAI = Utilidad antes Impuestos UNAI = IV- CTP - d d = depreciación Utilidad = IV- CTP (antes de depreciación) Entrada IV CTP Costos por de Ventas operación Flujo neto de caja del proyecto Inversión total de capital Dividendos accionistas

Flujo neto de caja Otras fuentes

de capital

Prestamos

Acciones preferenciales

Bonos Acciones

Fig. 2.1 Inversión y flujo de caja para operaciones industriales 2.1.3 ESTIMACION DE LA INVERSIÓN TOTAL DE CAPITAL

Operaciones proyecto completo Capital de trabajo Capital fijo directo Pago prestamos Capital fijo indirecto Otras Inversiones Fuentes de Capital

La inversión total de Capital es la suma de la Inversión de Capital Fijo más el Capital de Trabajo en el Costo de Puesta en Marcha.

IT ≡ ICF + CAPT + CPM 1.- INVERSIÓN DE CAPITAL FIJO: ICF.

El costo requerido para construir el proceso y es la suma de los costos directos (CD) y de los costos indirectos (CI)).

1.1 Costos Directos. Es la suma del costo de material y de obra requerida para construir la planta completamente; es aproximadamente un 17-80% del ICF; consta de:

1.1.1. Costo Equipos dentro Límites de la Planta, (CDLP).

Corresponde a los costos de instalación de los equipos que se muestran en el diagrama de flujos, en una localización geográfica específica (límites de la planta); aproximadamente entre 50-60% del ICF.

a) Costo de Compra de los Equipos.

Incluye todos los equipos listados en un diagrama de flujo, además de los equipos de repuesto. Es aproximadamente entre el 20-40% del ICF.

b) Costo de compra de los equipos.

Costo de instalación de todos los equipos del diagrama de flujo, incluyendo soportes estructurales, aislación y pintura. Entre 7.3-26% del ICF ó 35-45% de Costo de Compra.

c) Costo del Instrumento y Control.

Costo de compra, instalación y calibración del equipo de instrumentación y de control. Entre 2.5-7. 0% del ICF ó 6-30% del costo de compra de los equipos.

d) Costo de Cañería.

Incluye costo de cañería, colgadores de cañerías, fittings, válvulas, aislacción y equipos; entre 3-15% del ICF ó 10-80% del costo de compra de los equipos.

e) Equipos y Materiales Eléctricos.

El costo de compra e instalación del equipo eléctrico requerido incluyendo motores, alambres, interruptores, alimentadores, paneles de iluminación, y mano de obra asociada; entre 2,5-9% del ICF ó 8-20% del costo de compra de los equipos.

Incluyen los costos directamente relacionados con el proceso pero construidos en una localización separada de los equipos principales del proceso.

a) Edificios. Entre 6-20% del ICF ó 10-70% del costo de compra de los equipos.

a.1) Edificios de Procesos: Subestructuras y superestructuras, escaleras, monorrieles, elevadores, etc.

a.2) Edificios Auxiliares: Administración y oficinas, oficina médica, cafetería, garage, estación de bomberos, edificio personal, laboratorio investigación, etc.

a.3) Talleres de Mantención: Talleres de mantención eléctrica, cañerías, tornería, soldadura, carpintería, instrumentos.

a.4) Edificios de Servicios: Gasfitería, calefacción, ventilación, ductos colectores, aire acondicionado, iluminación de edificios, elevadores, escaleras, teléfonos, sistemas de intercomunicación, pintura, sistema de alarma, etc.

b) Arreglo de Áreas.

Incluye aseo de áreas, caminos, líneas férreas, áreas de estacionamiento, áreas de recreación, etc. Entre 1,5-5,0% de ICF.

c) Facilidades de Servicios (Instaladas).

c.1) Suministros: Vapor, agua, electricidad, refrigeración, aire comprimido, combustible, etc. c.2) Facilidades: Planta de Fuerza, incineradores, pozos, tomas de agua, torres de enfriamiento,

estanques de agua, subestación eléctrica, planta de refrigeración, planta de aire, estanques de combustibles, planta de tratamiento de desechos, etc.

c.3) Equipos de No-proceso: Amoblado de oficina, equipo de cafetería, equipo médico y de seguridad, equipo de laboratorio, extintores, mangueras, bombas de incendio, equipos de carga.

c.4) Equipo de Distribución y Empaque: Equipo para manejo de materia prima y productos, equipo para empaque, de mezcla, equipo de carga, etc.

d) Terreno. : Entre 1-2% de ICF ó 4-8% del costo de compra de los equipos. 1.2 Costos Indirectos.

Son los costos que no están directamente envueltos con la mano de obra y materiales de la planta de procesos; entre 15-30% de ICF.

1.2.1 Ingeniería y Supervisión: [ Entre 4-21% de ICF ó 5-15% de los costos directos. ]

a) Costos de Ingeniería: Costos administrativo, de diseño de proceso e ingeniería general, dibujo, costo ingeniería básica, reproducciones, comunicaciones, modelos a escala, consultas, viajes, etc. b) Supervisión e Inspección.

a) Construcciones Temporales: Construcción, operaciones y mantención de construcciones temporales, oficinas, caminos área de estacionamiento, líneas férreas, comunicaciones, cierros, etc.

b) Equipos y herramientas de construcción.

C) Supervisión de construcción. Contabilidad, compras, etc. d) Casetas Personal y de guardias.

c) Seguridad y servicio médico. d) Permisos, licencias especiales. e) Impuestos, seguros e intereses.

1.2.3 Pago a contratistas. Entre 1,3-3% de ICF 1.2.4 Contingencias e Imprevistos.

Para compensar por eventos no predecibles tales como tormentas, huelgas, cambios de precios, cambios pequeños en el diseño, errores en las estimaciones, etc; entre 5-20% de ICF.

2.- Capital de Trabajo (CAPT)

Es el capital requerido para operar realmente la planta, y fluctúa entre un 10-20% de la Inversión total de capital.

2.1. Material primas. Un mes de suministro.

2.2 Productos terminados y semiterminados en stock; costo de producción para un mes.

2.3 Dinero a recibir. Para dar a los compradores 30 días para pagar por los productos; cerca de un mes de costo de producción.

2.4 Dinero en efectivo. Para pagar los gastos de operación, salarios y sueldos, materia prima, etc. 2.5 Pago de Impuestos.

3.- Costo de Puesta en Marcha (CPM) : [ Entre 8-10% ICF. ]

3.1 Modificaciones del Proceso. Necesarias para cumplir con las especificaciones del diseño. 3.2 Mano de Ora de Partida. Se necesita más gente para partir una planta que para operarla. 3.3 Pérdidas en la producción. Pérdidas en las ganancias mientras se pone en operación el proceso

I C F ≡ C D + CI 

 

Costo compra de equipos

Costo equipos de Instalación de equipos dentro límites  Instrumentación y control

para la planta Cañerías

Costos (CDLP)  Equipos y material eléctrico Directos

(CD)  

Ed. Procesos Costo fuera Edificios  Ed. Auxiliares

 límites de la Talleres mantención Planta Ed de servicios generales

(CFLP) 

 Arreglo de Areas  Servicios

Facilidades

Servicios  Equipos no de procesos Planta Distribución y empaque Inversión 

Capital

Fijo   Terreno

(ICF)

Ingeniería y  Costo de Ingeniería 

supervisión  Supervisión e Inspección   Construcciones temporales

Costos Equipos y herramientas de construcción Indirectos Costos de Supervisión de construcción

(CI) Construcción  Casetas personal y de guardias  Seguridad y servicio médico

Permiso y licencias especiales

 Impuestos, seguros, e intereses

Costo contratista

 Imprevistos

I T ≡ ICF +CAPT + CPM



Inversión Costos Directos de Inversión de 

Capital fijo Costos Indirectos de Inversión



 Materias Primas

Capital Productos Terminados de  Dinero en Efectivo Trabajo Dineros Recibidos

 Dineros a Pagar e Impuestos a Pagar  Modificaciones del Proceso

Costo de

Puesta en  Mano de Obra para Partida Marcha

 Pérdidas de Producción

2.1.4COMPONENTES DEL COSTO DE LA INVERSIÓN DE CAPITAL

La inversión de capital es la cantidad total de dinero necesaria para suministrar los equipos de la planta y de las instalaciones de manufactura mas la cantidad de dinero requerido como capital de trabajo para la operación de estas instalaciones.

INDICES DE COSTOS

La mayoría de los datos de costos disponibles para diseño preliminar son validos para el período en el cual fueron desarrollados. Debido a que los costos pueden cambiar en el tiempo debido a condiciones económicas, se debe emplear algún método para actualizar estos costos. Esto se efectúa por medio de los llamados índices de costos.

Las correlaciones de costos se comenzaron a publicar en Estados Unidos a comienzos de la mitad del 1900. las correlaciones mas conocidas son las Chilton ( 1949), las de Guthrie ( 1968). Entre las más recientes son las de Peters and Timmerhaus ( 2003) y las de ASPEN. Sin embargo como se tarda entre 2 a3 años en construir una planta química, y por lo tanto debemos poder predecir los costos futuros de un proceso ya que los costos aumentan con el tiempos.

Existen varios métodos para actualizar costos, pero en general son similares en que en que debe utilizar un costo base para un año dado y multiplicar este costo por la razón de indices de los años considerados.

      = original tiempo a Indice Valor actual Indice Valor Actual Costo

Uno de los índices más populares es el Marshall and Swift (M&S), el que es publicado en la revista Chemical Engineering. La tabla siguiente entrega los valores mas recientes del Indice M&S . Otros indices son el Engineering News- Record Index, el Nelson Refinery Index, el Chemical Engineering Plant Construction Index, y el Materials-and-Labor Cost Index. Algunos de estos indices incluyen factores separados para mano de obra y materiales, lo cual a menudo experimentan índices inflacionarios diferentes.

Tabla 2.1 Indices de Costos como promedios anuales

Marshal and Swift Installed –equipment

Index

Enginnering News Record Construction Index Nelson-Farrar Index Chemical Engineering Index Año All industries

Process-Industry 1913=100 1949=100 1967=100 1946=100 1959=100 1992 1993 1994 1995 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002 943.1 964.2 993.4 1027.5 1039.1 1056.8 1061.9 1068.3 1089.0 1093.9 1102.5 957.9 971.4 992.8 1029.0 1048.5 1063.7 1077.1 1081.9 1097.7 1106.9 1116.9 4985 5210 5408 5471 5620 5825 5920 6060 6221 6342 6490 1081 1130 1173 1187 1219 1264 1284 1315 1350 1376 1408 464 485 504 409 523 542 551 564 579 591 604 1277.3 1310.8 1349.7 1392.1 1418.9 1449.2 1477.6 1497.2 1542.7 1579.7 1599.2 358.2 359.2 368.1 381.1 381.7 386.5 389.5 390.6 394.1 394.3 390.4

There are a variety of procedures that can be used to estimate the cost of a chemical process. For most process design problems we develop cost estimates in a manner analogous to the development of a painting by an artist. That is, initially we attempt to get a very quick estimate of the total processing costs, and if the results seem to justify further work we redo the analysis adding more detail and using more rigorous procedures. Thus, there are some cost procedures that give very quick estimates, but are not very detailed or accurate; whereas other cost methods are very time consuming, they incorporate numerous details, and they give more accurate estimate.

It should not be surprising that we can develop quick overall estimates of chemical processing costs for processes where we have an extensive amount of experience. There are correlations available in the literature that provide information about both the capital and operating costs, . From these literature we see that the capital costs increase with the capacity raised to a power which varies between 0.15 and 0.83, but the average of the size exponents is roughly 0.6. Thus, as we mentioned earlier, for quick approximations we assume that the six- tenths power law(1) relates cost to capacity.

2 1

cost

cost

=

The capital and operating cost correlations are of somewhat limited value because they supply a minimum amount of information. Thus, if fuel costs suddenly increase, we don’t have any idea of how to modify the predictions obtained from the correlations. However, correlations which provide a more detailed cost breakdown are sometimes published, see Table 2.2. If correlations of this type are available, then it is a simple task to estimate the total processing costs.

Average Operating Maintenance Power and Utilities, per Ton or Bbl Capacity, Capital Labor and Labor and

Thousand Investmont, Supervision Supervision Fuel Steam Power Water Ton/yr. Million $ Manhours/Ton Manhours/Ton MM Btu./Hr. Lb./Hr. Kwh. Gpm. Chemical Plants: Acetone 100 7.5 0.518 0.315 --- 1.73 310 5.18 Acetic acid∗ 10 2.1 1.483 0.984 --- --- 180 0.58 Butadiene 100 7.5 0.345 0.285 --- 0.012 130 0.73 Ethyfene oxide 100 29.0 0.232 0.104 --- 4.88 140 0.148 Formaldehyde 100 4.5 0.259 0.328 --- 34.6 200 0.029 Hydrogen peroxide 100 7.8 0.288 0.352 --- 2.62 160 0.186 Isoprene 100 16.5 0.230 0.325 --- 0.81 710 0.001 Phosphoric acid 10 1.2 1.85 0.442 --- 0.18 40 0.03 Polyethylene 100 8.5 0.259 0.295 --- 0.23 450 0.0004 Urea 100 3.8 0.238 0.215 --- 0.33 135 0.0002 Vinyl acetate 100 20.0 0.432 0.528 --- 1.34 275 0.27

(Thousand (Manhours/ (Manhours/ Refinery Units: Bbl./Day) Bbl.) Bbl.)

Alkylation 10 6.2 0.007 0.0895 --- 10.83 0.07 1.48 Coking (delayed) 10 7.0 0.0011∗∗ 0.0096 0.007 1.85 0.07 --- Coking (fluid) 10 4.1 0.0096 0.0058 0.012 2.55 0.06 0.64 Cracking (fluid) 10 8.2 0.0122 0.0115 --- (4.73)∗ 0.02 0.33 Cracking (thermal) 10 1.8 0.0096 0.0025 0.012 (2.55)∗ 0.06 0.64 Destillation (atm.) 10 4.3† 0.0048 0.0042 0.004 0.25 0.03 0.16 Destillation (vac.) 10 10.1† 0.0024 0.0154 0.003 0.95 0.04 0.18 Hydritreating 10 1.3 0.0048 0.0028 0.006 0.92 0.01 0.14 Reforming, catalyt, 10 8.6 0.0048 0.0078 0.002 1.38 0.23 0.28 Polymerization 10 10.5 0.0024 0.0158 --- 4.85 0.07 0.43 ∗ Not steam generated. †65% vapored. ∗∗ Includes two coke cutters (1 shift/day)

Fron K.M. Guthrie, Crem. Engr., 140, June 15, 1990.

1. A.B. Babcock, Jr., Six-Tenths Factor Monograph Shows costs at Different Capacities, Chem. Eng., 61, No. 7, p. 244, July, 1954.

Of course, if we are trying to develop a completely new process, published cost correlations will not exist. For this case, we must design the plant and cost each piece of equipment using equipment cost correlations. For preliminary designs, we want to use the simplest correlations available, i.e., we prefer to specify al little information as possible because we don’t want to invest engineering effort in to developing details.

The cost of purchased equipment is the basis of several predesign methods for estimating capital investment. Sources of equipment prices, methods of adjusting equipment prices for capacity, and methods of estimating auxiliary process equipment are therefore essential to the estimator in making reliable cost estimates. The various types of equipment can often be divided conveniently into (1) processing equipment, (2) raw materials handling and storage equipment, and (3) finished-products handling and storage equipment.

The sizes and specifications of the equipment needed for a chemical process are determined from equipment parameters fixed or calculated along with the material and energy balances. In a process simulation to obtain the material and energy balances for a distillation column, for example, the engineer must specify the number of equilibrium stages, reflux ratio, total or partial condensation of the overhead stream, and operation pressure t the top of the column. With these parameters and the feed conditions, a distillation algorithm calculates the product compositions, temperatures, and pressures as well as the condenser and reboiler duties. The number of actual plates needed can be obtained by specifying the plate efficiency. This information plus the materials of construction is sufficient to make an estimate of the purchased cost of the column, condenser and reboiler, and associated piping. Similarly, for other types of process equipment the specification required to complete the material and energy balances are usually sufficient to make the cost estimate.

The most accurate method for determining process equipment costs is to obtain firm bids from fabricators or suppliers. Often, fabricators can supply quick estimates that will be close to the bid price but will not take too much time. Second-best in reliability are cost from the file of past purchase orders. When used for pricing new equipment, purchase-order prices must be corrected with the appropriate cost index ratio. Limited information on process-equipment costs has also been published in various engineering journals. The most important reference during last 30 years have been the work done by Guthrie ( 1969) and the most recent by the text of Peters, Timmerhaus and West ( 2003), where the costs estimates for a large number of different types and capacities of equipment are presented in chapters 12 through 15.

C. H. Chilton, Cost Data Correlated, Chem. Eng., 56, No. 6, 97, Jan., 1949

H. J. Lang, Simplified Approach to Preliminary Cost Estimates, Chem, Eng., 55, No. 6, 112, 1948. W. E. Hand, From Flow Sheet to Cost Estimate, Petrol. Refiner, 37, No. 9, 331, 1958

K.M. Guthrie, Capital Cost Estimating, Chem Eng., 76 (6) 114, Mar. 24, 1969.

J. Happel and D. G. Jordan, Chemical Process Economics, Ch, 5, Marcel Dekker, Inc., N. Y., 1975. M S. Peters and K. D. Timmerhaus, R. E. West, “Plant Desing and Economics for Chemical Engineers”, , McGraw-Hill, N. Y. 2003.

Fortunately, most of the published equipment cost correlations are in this simplified form. For example, the capital cost of a heat exchanger normally is expressed in terms of the heat exchanger area, and it is not necessary to specify the number of tubes, the number of baffles, the baffle spacing,

or any of the details of the design. Similarly, the cost of a furnace is give in terms of the heat duty required and the cost of a distillation column is specified in terms of the number of trays and the column diameter.

PURCHASED EQUIPMENT COST CORRELATIONS

Cost correlation for the purchased cost of different equipments have been published in many books and papers, with the ones published by Guthrie(1) been the most used. Other correlations of this type have been published by Chilton(3) and Happel and Jordan.(4) The correlations of Peters and Timmerhaus are the most recent, and therefore there are the most reliable. Several correlations for other pieces of equipment can be found in more recent literature.

Of course, we are most interested in estimating the total processing costs. Therefore, we must be able to predict the installed equipment costs, rather than the purchased equipment costs. To accomplish this goal, we need to introduce a set of installation factors.

INSTALLED EQUIPMENT COSTS

One of the earliest approaches for estimating the installed equipment costs from the purchased equipment costs was proposed by Lang.(5) _{He noted that the total installed equipment} costs were approximately equal to four times the total purchased costs, although different factors could be used for different Kinds of processing plants. Hand(6) Found that more accurate estimates could be obtained by using different factors for different Kinds of processing equipment. For example, the purchased costs of distillation columns, pressure vessels, pumps, and instruments should be multiplied by 4, heat exchangers should be multiplied by 3.5, compressors by 2.5, fired heaters by 2, and miscellaneous equipment by 2.5.

GUTHRIE’S CORRELATIONS

An alternate approach was developed by Guthrie,(7) who published a set of cost correlations which included information both on the purchased cost and the installed cost of various pieces of process equipment.

1.- Heat Exchangers - Mid-1968 cost, shell and tube, complete fabrication.

Guthrie’s correlation for shell and tube heat exchangers are shown as graphical figures. We see that the information for the purchased cost for a carbon steel exchanger can be read directly from the graph, but can be translated to analytical correlations. Then, a series of correction factors can be used to account for the type of heat exchanger (fixed tubes, floating head, etc.) , the operating pressure of the exchanger, and the materials of construction for both tubes and the shell.

Moreover, once the purchased cost of the exchanger has been estimated, there in another set of factors available which can be used to find the installed cost. The installation factors provide separate accounting for the piping required, concrete used for the structural supports, conventional instrumentation and controllers, installation of the needed auxiliary electrical equipment, insulation, and paint. Similarly, factors for the labor costs required to install the equipment are listed, as well as the indirect costs associated with freight, insurance, taxes, and other overhead costs.

Purchased cost = (Index) (Base cost) (Fc)

Purchased cost, $ =

M & S

2 8 0









Where A = area, ft2; 200 < A < 5000 ; Fc = (Fd + Fp) Fm Table C-3, Correction Factors for Heat Exchangers Design Type, Fd Design Pressure, psi, Fp

Kettle, reboiler 1.35 Up to 150 0.00 Floating head 1.00 300 0.10 U tube 0.85 400 0.25 Fixed tube sheet 0.80 800 0.52 1,000 0.55 Shell/tube Material, Fm

Surface area CS CS CS CS SS CS Monel Ti ft2 CS Brass Mo SS SS Monel Monel Ti 1000 / 5000 1,00 1,30 2,15 2,81 3,75 3,10 4,25 13,05 The installation factors listed in the correlations are for carbon-steel exchangers, and we assume that the installation costs are essentially independent of the correction factors for pressure, materials of construction, etc. Hence, we can write the expressions.

Installed cost = Installed cost of carbon-steel equipment + incremental cost for materials, pressure, etc.

= (IF) (Base cost) (Index) + (Fc - 1) (Base cost) (Index) Where IF is the installation factor. Hence,

Installed cost = (Base cost) (Index) [ IF +(Fc-1)]

Installed cost, $ =

M & S

2 8 0









0.65 _{(2.29 +F} c)

2. Process Furnaces - Mid.-1968 cost, box or A-frame construction with multiple tube banks, field erected.

Purchased cost, $ = M & S

2 8 0 

  5,52 x 10

Where Q = adsorbed duty, MM BTU/hr; 20 < Q < 300

F

= F

+ F

+ F

Table C-1, Correction Factors, FC, for Process Furnace

Desing Type, Fd Radiant Tube Material, Fm Desing Pressure, psi, FP Process heater 1.00 Carbon steel 0.0 Up to 500 0.00 Pyrolysis 1.10 Chrome/moly 0.35 1,000 0.10 Reforme (no 1.35 Stainless 0.75 1,500 0.15

catalyst) 2,000 0.25

2,500 0.40

3.000 0.60

Installed cost, $ =

M & S

2 8 0









3 _Q0.85 _{(1,27 + Fc)} 3. Direct Fired heaters - Mid-1968 cost, cylindrical , construction, field erection

Purchased cost, $ =

M & S

2 8 0









3 _Q0.85 _F c

Where Q = absorbed duty, MM BTU/hr; 30 < Q < 2 ; Fc = Fd + Fm + Fp Table C-2, Correction Factors, Fc, for Direct Fired Heaters

Design Type, Fd Radiant Tube Material, Fm Design pressure, psi, F Cylindrical 1.0 Carbon steel 0.00 Up to 500 0.00 Dowtherm 1.33 Chrome/moly 0.45 1,000 0.15

Stainless 0.50 1,500 0.20

Installed cost, $ =

M & S

2 8 0









3 _Q0.85 _{(1,23 + Fc)}

4. Gas Compressors- Mid-1968cost, centrifugal, machine, motor drive, base plate and coupling. Purchased cost, $ =

M & S

2 8 0









Fc- = Fd

Table C-4, Correction Factor for Compressors Design Type, Fd

Centrifugal, motor 1.00 Reciprocating, steam 1.07 Centrifugal, turbine 1.15 Reciprocating, motor 1.29 Reciprocating, gas engine 1.82 Installed cost, $ =

M & S

2 8 0









0.821 _{(2.11 + F} c)

5. Pressure Vessels, Columns, Reactors

M & S

2 8 0









1.066 _H0.82 _F c

Where D = diameter, ft; H = heinght, ft Fc = Fm Fp

Table C-5, Correction Factores for Pressure Vessels

Shell Material CS SS Monel Titanium

Fm, clad 1.00 2.25 3.89 4.25

Fm, solid 1.00 3.67 6.34 7.89

Pressure Up to 50 100 200 300 400 500 600 700 800 900 1000 Fp 1.00 1.25 1.55 2.00 2.40 2.80 3.00 3.25 3.80 4.00 4.20

Installed cost, $ =

M & S

2 8 0









1.066 _H0.802 _{(2.18 +F} c)

6. Distillation Column Trays and Tower Internals : Installed cost, $ =

M & S

2 8 0









Table C-6, Correction Factors for Column Trays Tray spacing, in 24 18 12

Fs 1.0 1.4 2.2

Tray type Grid Plate Sieve Trough Bubble Koch (no downcomer) or Valve Cap Kascade Ft 0.0 0.0 0.0 0.4 1.8 3.9 Tray material CS SS Monel

Fm 0.0 1.7 8.9

Table C-7, Tower Packings

Material Material and Labor, $/ft3

Activated carbon 14.2

Alumina 12.6

Coke 3.5

Crushed limestone 5.8

Silica ge 27.2

1 in. Rasching Rings - stoneware 5.2

porcelin 7.0

stainless 70.2

1 in. Ber Saddles - stoneware 14.5

porcelin 15.9

7. Turbo Blowers - from Peter and Timmerhaus, p. 470, Jan. 1967 cost, see Fig. C-7 3 psi max discharge; Purchased cost =

M & S

2 8 0









10 psi max discharge; Purchased cost =

M & S

2 8 0









Where Q = cfm; 1000 < Q < 30,000

30 psi max discharge; Purchased cost =

M & S

2 8 0









Assume installation factor = 4.0

Summary of Guthrie´s Cost Correlations

Guthrie’s correlations provide much more information than most other cost correlations, although they are as simple to use as other procedures, Moreover, if we should want a breakdown of the total cost for piping, or instrumentation, for all of the process units, we can develop this information on a consistent basis.

The last 30 years has been a period of rapid cost escalation, and therefore there have been very few cost correlations published during this period. We use Guthrie’s cost correlations in this text, whenever possible, to illustrate costing procedures, but it should be noted that these correlations are out of date. We update the correlations from the mid-1968 values(1) by using a ratio of the M&S indices, but this is not a recommended practice for such a long time span. Instead, if an updated set of company cost correlations are not available, a designer should consult one or more vendors early in the costing procedure in order to obtain more recent cont data.

For our preliminary process designs, we use a simplified versión of Guthrie’s correlations. The normal material (the base costs assume carbon steel) and pressure correction factors are used to estimate the purchased cost, but only the smallest base module cost factor is used to estimate purchased costs. This approximation corresponds to a conservative cost estimate. For more accurate estimates, Guthrie’s book(2) should be consulted.

THE ASPEN CORRELATIONS

Another new set of cost correlations has been developed by Project ASPEN,(8) _{using data} supplied by PDQ$, Inc. These correlations are part of a large, computer-aided design program, and therefore the correlations are all in numerical form, rather than the graphs used in most other sources,

For example, the expression they use for heat exchangers is

CE = CB FD FMC FP 2.2-6

Where CE = 1979 exchanger cost, CB = base cost for a carbon-steel, floating-head exchanger with a 100 psig desing pressure and between 150 and 12,000 ft2 of surface area, FD =a desing-type correction, FMC = material of construction correction factor, and FP = a pressure correction factor. The expression they use for the base cost is

ln CB = 8,202 +0,01506 ln A + 0,06811 ( ln a)2 2.2-6 Equations for the correction factors are available, as well as the cost expressions for a variety of other pieces of equipment. Similarly, the installation factors are give in the form of equations. 2. Cost of Pressure Vessels :

Source of cost data : Cost of horizontal and vertical pressure vessels and towers , in a wide range of lenghts, diameters, design pressures and materials of construcction, were acquired from PDQ$, Inc. , A computer Cost Estimation Service, G. Enyedy.

Design is done with standards of the ASME Code , and the cost data were escalated to the first quarter of 1979, using Chemical Enginnering Fabricated Equipment index, ( FEI ( 1979 ) = 252,5. Estimated Cost of a Vessel , Ct :

Ct = FM Cb + Ca

Cb : Base Vessel Cost : Carbon Steel Shell, Weight, WS , kg, Di , m. a) Horizontal Vesssels : SI, units .

Shell : Cb = exp [ 8,114 - 0,16449 ( ln WS ) + 0,04333 ( ln WS )2 ] 369 < WS < 415.000 [ kg ]

Platforms and ladders :

C

D

0,92 D

=

⋅

≤

≤

1288 3

3 66

,

,

FM : Constant material of construction factor :

Material Cost factor , FM

SS-316 2,1 Carpenter 20Cb-3 3,2 Nickel-200 5,4 Monel-400 3,6 Incomel-600 3,9 Incaloy-825 3,7 Tittanium 7,7 b) Vertical Vesssels : SI, units , WS ,

Shell : Cb = exp [ 8,600 - 0,21651 ( ln WS ) + 0,04576 ( ln WS )2 ] 2210 < WS < 103.000 [ kg ]

Platforms and Ladders :

C D T D , 3,66 T a i 0,73960 l 0,70684 i l = ⋅ ⋅ ≤ ≤ ≤ ≤ 1017 1 83, 3 05, 6 10,

In the ASPEN procedure , the cost of installation materials ( i.e., foundations, structural, instrumentation, painting, insulation, elecrical and piping ) and of installation labor are estimated via factors based on the cost incarbon steel . This is the modular approach recommended by Guthrie. Calculation of the Shell Weigth :

Basic Parameters : D . Diameter ; Tangent-to-tangent lenght, Tl ; Design Pressure , Pg .

Shell weight depends on material dnsity, diameter, tangent-to-tangent lenght and wall thickness . Thinckness is a function of design pressure, diameter, lenght, and either the tensile strenght or the modulus of elasticity of the material of construction.

In vertical vessels, the thickness required to withstand wind resistance must be taken into consideration.

Shell Weight : WS = Π Di ( Tl + 0,8116 Di ) TS ρ Wall thickness for internal pressure ( Positive design pressure )

T

P R

S E - 0,6 P

=

⋅

⋅

⋅

S : maximum allowable stress E : joint efficiency

R : Di / 2

S , maximum allowable stress, is a property of the specified material of construction. Carbon Steel : TS ≤ 2 in. ( 50,8 mm ) , lower grade , SA-285C

S = 13700 psi ( low alloy steel ) TS ≥ 2in. ( 50,8 mm ) , higher grade, SA-515-65 E : Joint Efficiency ( tested with X rays, ASME code ).

Carbon Steel : TS ≤ 1,25 in. ( 31,8 mm ) , weld 100 % spot-checked by X-rays E = 0,85

TS ≥ 1,25 in.. ( 31,8 mm ) ,weld 100 % sot-checked, E = 1,00 Wall Thickness for vacuum Vessels : ( negative design pressure ).

From PDQ$ :

P

T

D

E

T

D

T

D

=

⋅











 ⋅











 −

⋅













2 6

0 45

,

,

Te = wall thickness to witrhstand external pressure ( collapsing ). D0 = outside diameter.

EM = Modulus of Elasticity. Tl = tangent-to-tangent lenght.

Wall thickness Te , must be high enough for the collapsing pressure PC to be five times the difference between the external ( atmosferic ) pressure and the design ( vacuum ) pressure in the vessel.

Corrections to Te : Te , Tl , Di , meters.

( Te )c = Tl ( 7,1095 Di -2,167 ) 10-5 - 4,826 10-3 Thickness for Wind Load : Tw

The ASPEN program , assume that the wall of a vertical vessel will be thicker at the bottom, than at the top so as to withstand stresses caused by wind.

Top : thickness to withstand either the exteranl or internal pressure

Bottom : thickness to withstand the pressure and also the wind load ( calculated asssuming the wind acts with a uniform intensity over the entire lenght of the column, and that the drag coefficient for the wind resistance is 1,0 ( drag past a cylinder in turbulent flow )

Tw , D0 , Tl , meters , S , Pa

Tw = ρa V2 _{( D0 + Z ) Tl}2 _{/ ( S π D0}2 ₎ ρa = 1,20 kg/m3 _{( 70 ° F [ 21 ° C] , 1 atm ) air density.} V = 63 m/s ( 227 km/h) , wind velocity.

Z = 0,432 m ( 18 in. ) allowance for cage ladders.

When there is a wind load , the girth seam ( seguro de costura ) must withstand the combuned load of the wind and the internal pressure.

T

P R

2 S E + 0,4 P

=

⋅

⋅ ⋅

⋅

Thickness at the bottom of a vetical vessel Tb = Tw + Tg Wall Thickness :

Horizontal Vessels : TS = TP + TC

Vertical Vessels : TS = ½ ( TP + Tb ) + TC

3. Cost of Distillation Towers and Trays, Absorption Towers and Packing.

3.1 Shell Cost : Cb : bare Cost of Tower in Carbon Steel , US $ , SI units. Shell : WS [ kg ] , Di [ m ] , TP [ m ] , Tb [ m ]

Cb = exp [ 6,950 +0,1808 ( ln WS ) + 0,02468 ( ln WS )2 + 0,01580 ( Lt / Di ) ln ( Tb /TP ) ] Tb : thickness at bottom of the tower , 4,090 ≤ WS ≤ 1.060.000 [ kg ]

TP : thickness to withstand design pressure Lt : tangent-to-tangent length

Platform and Ladders : CPL = cost of platforms and ladders, US $.

C

D

L

0,91 D

[ m]

17,53 L

[ m]

=

⋅

⋅

≤

≤

≤

≤

834 86

7 32

1 82

,

,

,

SI units : Cost per tray of carbon steet 8 valve trays )

Cbt = 278,38 exp [ 0,5705 D ] 0,6 ≤ D ≤4,8 [ m ] Material of construction cost factors ( FTM )

Material Material Factor

S.S. 304 FTM = 1,189 + 0,1894 D S.S. 316 FTM = 1,401 + 0,2376 D Carpenter 20CB-3 FTM = 1,525 + 0,2585 D

Monel FTM = 2,306 + 0,3674 D

Cost factor for Tray Type , FTT

Tray Type FTT

Valve Grid Bubble Cap Sieve ( with downcomer )

1,00 0,80 1,59 0.85

If a design calls for fewer than 20 trays, the following number of trays factors ( FNT )is recommended.

(

)

F

=

2 25

1 0414

,

,

Estimates of the cost of packing in a tower are based on required volume of packing and its cost per unit volume.

Data for packing material appears in different references , but one of the most complete is J.R. Backhurst and J.H Harber “ Process Plant Design “ American Elsevier publishing Company, N.Y.,1973 , pp. 107-113.

The ASPEN data was taken from Pikulik , A. and Diaz,H.E. “ Cost Estimating for Mayor Process Equipment”, Chem. Eng. , Oct.10, 1977, and updated to the first quarter of 1979.

The total estimated cost of a packed tower is calculated via :

Ct = Cb FM + ( π Di2 _{/4 ) HP CP + CPL} Cb : Base cost of tower in C.S, US $ ; FM : Cost factor for material CP : Cost of packing per unit volume ; HP : Height of packing CPL : Cost of platforms and ladders ; Di : Inside diameter Cost of Tower packing per unit volume , CP ( US $ , 1979 )

Packing type US $/ft3 US $/m3

Ceramic Raschig rng , 1 in. 14,5 510

Metal Raschig ring , 1 in. 23,9 840

Intalox saddles, 1 in. 14,5 510

Ceramic Raschig ring , 2 in. 10,1 360

Metal Raschig ring , 2 in. 17,0 600

Metal Pall rings, 1 in. 23,9 840

Intalox saddles, 2 in. 10,1 360

Metal Pall rings, 2 in. 17,0 690

Cost of towers having two diameters :

Cb = ( Lt1 Cb1 + Lt2 Cb2 ) / ( Lt1 + Lt2 ) CPL = ( Lt1 CPL1 + Lt2 CPL2) / ( Lt1 + Lt2 ) References :

Prof. L. B. Evans, ASPEN Project, Dept. of Chem. Eng. & Energy Laboratory, Rm. 20A-023, MIT, Cambridge, Mass. 02139. ASPEN is a complete computer-simulation program developed at Massachusetts Institute of Technology, MIT, under the joint sponsorship of the U.S. Dept. of Energy and privatre industry, to determine the technical and economical feasibilty of fosl-energy conversión and other chemical processes.

A.Mulet,A.B. Corripio, L.B. Evans, “Estimate costs of pressure vessels via correlations”, Chemical Enginnering, Oct 5,1981

A.Mulet, A.B. Corripio, L.B. Evans, “Estimate costs of distillation and absorption towers via correlations”, Chemical Enginnering, Dec. 28,1981

2.2.- Modelo Simplificado de Costos de Inversión y de Producción 2.2.1 Costos de Inversión

Muchas compañías incluyen los costos de puesta en marcha como parte de la inversión de capital. Otras compañías consideran la fracción de costos de puestas en march destinada a las modificaciones de equipos como parte de la inversión de capital, mientras que los dineros utilizados en mano de obra y materiales necesarios en la partida de la planta se consideran como gastos de operación. La decisión depende de la situación tributaria de la compañía. Nosotros consideraremos la puesta en marcha como parte de la inversión. Por lo tanto

I T ≡ I C F + C A P T + CPM

Esposible simplificar al Capital de trabajo y el Costo de Puesta en marcha suponiendo : CAPT ≅ 0,15 IT ; C M P ≅ 0,10 ICF

El capital de trabajo, CAPT, representa los fondos necesarios para operar realmente la planta, es decir, para pagar las materias primas, salarios, etc. Se intenta reponer el capital de trabajo cada mes mediante los ingresos producidos. Sin embargo, se debe disponer de dinero antes de comenzar a operar para llenar los estanques y pagar jornales, por esta razón el capital de trabajo se considera parte de la inversión total.. Una estimación preliminar del capital de trabajo es tomar el costo de abastecimiento de materias primas por tres meses. Sin embargo, el análisis inicial de inversión se puede simplificar en gran parte si se supone que el capital de trabajo está relacionado a la inversión, y por esta razón usaremos CAPT ≅ 0,15 IT.

De la definición de Inversión de Capital Fijo tenemos que es la suma de los costos directos e indirectos.

CD = CD + CI

Los costos directos incluyen los costos dentro del límite de la planta CDLP y fuera del límite de la planta CFLP.

CD = CDLP + CFLP

El costo CDLP, corresponde al costo de equipos instalados que se muestran en el diagrama de flujo, y que se construyen en una área geográfica específica llamada “limites de planta”. Este costo se puede estimar directamente a partir de las correlaciones de Guthrie.

El costo CFLP, se refiere a la planta de vapor, torres de enfriamiento y los costos ítems que aparecen en la tabla anterior especificada, y que son necesarios para la operación del proceso pero que se construyen en otra área geográfica. Es un práctica común tener áreas centrales para las torres de enfriamiento, y los equipos de generación de vapor. De la tabla se puede ver que los costos individuales del CFLP varían en mayor proporción que los costos CDLP.

Usualmente se pueden tener dos tipos de proyectos, el de una planta completamente nueva ( Grass Root ) y el de una ampliación. Los costos fuera del límite de la planta son muy diferentes en ambos casos :

1. Plantas Nuevas : CFLP ≅ 200 - 400 % CDLP 2. Ampliación : CFLP ≅ 40 - 50 % CDLP

Por lo tanto se puede usar en forma preliminar : Planta Nueva : CFLP = 3,00 CDLP Ampliación : CFLP = 0,45 CDLP

Los costos indirectos descritos anteriormente usualmente se agrupan en dos categorías : el costo del propietario que incluye los costos de ingeniería , supervisión y construcción , y los costos de contingencias o imprevistos. Un costo por imprevisto de la menos un 5 % se debe incluir aún si se tienen datos de vendedores de equipos, debido a que algo puede ir mal. En diseños preliminares donde se incluyen solamente los costos de los equipos más costosos, usaremos un valor de un 20 % para el factor de contingencia.

Por lo tanto : CI = Costo Propietarrio + Contingencias = CP + CON Supongamos . CP = 0,05 CD , CON = 0,20 CD

CI = 0,05 CD + 0,20 CD = 0,25 CD

ICF = ( CDLP +CFLP ) + 0,25 ( CDLP +CFLP ) Por lo tanto : ICF = 1,25 ( CDLP +CFLP )

Para el caso de una ampliación : CFLP = 0,45 CDLP y ICF = 1,81 CDLP

Los factores que hemos seleccionado para nuestro análisis nos dan una estiamción razonable para los procesos petroquímicos que estamos considerando. Nuestra meta es desarrollar un método simple para el diseño preliminar de procesos, de modo que podemos usar otros factores para simplificar el calculo de la inversión de un proyecto :

Para la inversión total : IT = ICF + CAPT + CPM IT = ICF + 0,15 IT + 0,10 ICF IT = 1,30 ICF

o también : IT = 1,625 ( CDLP + CFLP ) Para el caso de una ampliación de una planta :

IT = 1,625 ( CDLP + 0,45 CDLP ) = 2,36 CDLP 2.2.2- Costo Total de Producción .

La determinación de la inversión necesaria para la planta es sólo una parte de una estimación de costos completa. Otra parte importante es la estimación de los costos para operar la planta y vender los productos.

Los costos totales de producción pueden ser cálculos en una de las tres siguientes bases: diaria, por unidad de producto, o en base anual. La base anual es la mejor debido a que el efecto de la variación por temporada se atenúa, permite un cálculo más rápido de los costos de operación a menos de la capacidad total, etc.

La mejor fuente de información para utilizar en la estimación del costo total de producción, son los datos de procesos similares o idénticos al estudiado. la mayoría de las compañías tienen extensos archivos de sus operaciones, de modo que rápidamente se pueden estimar los costos de producción.

La siguiente tabla presenta un desglosamiento de los costos totales de producción. Costo Total de Producción = Costo de Fabricación + Gastos Generales

 Costos de  Costos Directos de Producción

Fabricación  Costos Fijos

Costo Total  Costos Generales Fabricación

de 

Producción  Gastos Administrativos

Gastos Generales 

  Gastos de Distribución

A.- Costo de Fabricación ( CFA ).

Corresponde a todos los gastos directamente conectados con la operación de fabricación o con los equipos físicos de la planta.

El costo de fabricación es la suma de los costos directos de Producción, los costos o gastos fijos y los gastos generales de la planta.

1.- Costos Directos de Producción ( CDP) . (cerca del 60% del CTP) a) Materias Primas (entre 10-50% del CTP)

b) Servicios (entre 10-20% del CTP)

c) Mantención y Reparación (entre 2-10% del ICF)

d) Suministros de Operación (entre 10-20% Costo de Mantención y reparación, ó 0.5-1.6% ICF) e) Mano de Obra (entre 10-20% del CTP)

f) Supervisión Directa (entre 10-25% de la mano de obra) g) Gastos de laboratorio (entre 10-20% de la mano de obra) h) Patentes y derechos (entre 0-6% del CTP)

2.- Costos Fijos ( CF ). (entre 10-20% del CTP) a) Depreciación (10% ICF)

b) Impuestos locales (1-4% ICF) c) Seguros (0,4-1%ICF)

d) Arriendos (10% del valor del Terreno y edificios) e) Intereses (0-7% IT.)

3.- Costos Generales de fabricación ( CGF ).

Corresponde a cerca del 50-70% del costo de Mano de Obra, más supervisión y mantención, ó 5-15% del CTP. Entre los costos generales de fabricación de cuentan:

- Gastos médicos

- Seguridad y protección

- Salarios gerentes de producción - Empaque

- Restaurant - Recreación

- Control de laboratorios

- Almacén y reparación de productos.

B Gastos Generales ( GG ) .

Los gastos generales se componen de los costos administrativos y de distribución y venta, Investigación y Desarrollo; y pueden ser alrededor del 2,5% de los ingresos por ventas a intermediarios, aunque puede ser mayores para productos terminados vendidos directamente a los consumidores.

1.- Costos Administrativos. (cerca del 15% del costo de mano de obra, supervisión y mantención, o 2-3% CTP).

Incluye costos de salarios ejecutivos, pagos legales, accesorios, oficinas y comunicaciones. 2.- Distribución y Ventas. (2-20% CTP)

Incluye costos de oficina de ventas, vendedores, avisos, etc.

3.- Investigación y Desarrollo. (2-5% de unidad de venta o cerca del 5% CTP)

Modelo Simplificado del Costo Total de Producción. De la tabla anterior se tiene:

C T P = C F A + G G

Los costos generales GG, corresponden aproximadamente a un 2,5% de los ingresos por ventas, IV. G G = 0,025 IV

El costo de fabricación CFA es la suma del costo directo de producción, CDP, los costos fijos CF y los costos generales de fabricación CGF.

C FA = C D P + CF + C G F Los costos de Producción Directa CDP son los siguientes : CMAP Materias Primas 10-50 % CTP CS Costo Servicios 10-20 % CTP

CMR Mantención y Reparación 2 -10 % ICF 4 % ICF CSU Suministros 10-20 CMR 15 % CMR CMO Costo de Mano de Obra 10-20 % CTP 15 % CTP CSD Supervisión Directa 10-25 % CMO 20 % CMO CL Laboratorio 10-20 % CMO 15 % CMO CPD Patentes y Derechos 0-6 % CTP 3 % CTP De acuerdo a la tabla anteriosr por lo tanto tendremos :

CMR = 0,04 ICF

CSU = 0,15 CMR = 0,15 x 0,04 ICF = 0,006 ICF

CMR + CSU = ( 0,04 + 0,006 ) ICF = 0,046 ICF CMO + CSD + CL = ( 1,00 + 0,20 + 0,15 ) CMO = 1,35 CMO

CPD = 0,03 CTP

Si combinamos estas expresiones, el Costo Directo de Producción será : :

CDP = CMAP + CS + 0,046 ICF + 1,35 CMO + 0,03 CTP

Los costos fijos, CF, incluyen impuestos, IMP, seguros SEG, arriendos, ARR e intereses, INT. C F ≡ I M P + S E G + A R R + I N T

De acuerdo a la tabla podemos suponer : I M P + S E G = 0,03 ICF

El interés sobre el capital prestado depende de la política financiera de la compañía, y para un diseño preliminar vamos a suponer que se usan fondos internos para financiar la operación

∴ I N T = 0

En forma similar, supondremos que no se arrienda el terreno. A R R = 0

∴ C F ≡ 0,03 ICF

De acuerdo a la tabla anterior, es razonable suponer que los costos generales de fabricación, CGF, son alrededor del 60% del costo de mano de obra, CMO, supervisión directa, CSD, y mantención, CMR.

∴ CGF ≡ 0,60 (C M O + C S D + C M R)

= 0,60 (C M O + 0,2 C M O + 0,04 ICF ) CGF = 0,72 CMO + 0,024 ICF

Cuando combinamos todas estas expresiones , obtenemos una expresión para el costo total de producción :

CTP = CFA + GG = (C D P + C F + C G F) + 0,025 I V Introduciendo los factores obtenidos, se obtiene

CTP = [CMAP +CS+0,046 ICF+1,35CMO+ 0,03 CTP] +0,03 ICF+[ 0,72 CMO+0,024ICF ]+ 0,025 IV Por lo tanto, simplificando se obtiene :

CTP = 1,03 [ CMAP + CS ] + 2,13 [ CMO ] + 0,103 [ ICF ] + 0,025 [ IV ]

Debemos recordar que el ingreso por ventas, IV es

I V = Producción [Ton/año ] x Precio Producto [ $/ton ] Utilidad ≡ Ingreso por ventas - Costo de producción

Es conveniente eliminar CMO e ICF, sabiendo que:

I C F = 1,25 (C D L P + C F L P) para expansión de plantas

I C F ≡ 1,25 x 1,45 C D L P ≡ 1,81 C D L P para plantas nuevas

El costo de mano de obra, CMO, depende principalmente de la complejidad del proceso y puede ser estimado a partir del diagrama de flujo, aunque para hacer una estimación razonable se necesita tener experiencia.

Para procesos pequeños (entre 2 y 4 cuadrillas de trabajadores), siendo NT el número de turnos requeridos, los costos de mano de obra por turno son de alrededor de US$ 100,000/año (considerado que se opera 24 hrs/día, durante 7 días/semana y con alrededor de 4,5 operadores por turno), entonces

C M O = 100,000 N T C M O = 105 N T

Otro intento de “cuantificar” la mano de obra es el trabajo de Wessel, Chem. Eng., 59, 7, 209 (1952), el que correlacionó la mano de obra en (hrs. -hombre)/(día) (etapas de proceso) versus la capacidad de la planta (Fig. 5.8 Peters y Timmerhaus). La dificultad con este procedimiento está en estimar el número de etapas del proceso, ya que por ejemplo un reactor discontinuo puede requerir un operativo tiempo completo, mientras un reactor continuo puede requerir sólo medio tiempo de un operario.

También es posible simplificar el cálculo, suponiendo que la mano de obra es un porcentaje del costo total de producción (15% CTP). Por lo tanto CMO = 0,15 CTP.

Si consideramos las definiciones de CMO y ICF en CTP se obtiene para expansiones: C T P ≡ 1,03 (CMAP + C S) + 0,186 C D L P + 2,13 x CMO + 0,0258 IV y para plantas nuevas

C T P = 1,03 (CMAP + C S) + 0,515 C D L P + 2,13 x CMO + 0,0258 IV

Por lo tanto, podemos usar las estimaciones del costo de materias primas, servicios, entradas y el costo instalado de los equipos de nuestro diseño preliminar para calcular el costo total de producción en forma muy simple para el caso de una expansión deuna planta por medio de :

2.2.3- Utilidades de un Proceso.

La utilidad neta antes de impuestos, UNAI , es igual a los ingresos por ventas, IV, menos el costo total de producción , CTP .

U N A I = I V - C T P Introduciendo el costo total C T P

U N A I = 0,98 I V - [ 1,03 (C M A P + C S) + 0,186 C D L P + 2,13 CMO ] C T P = 1,51 [C M A P + C S] + 027 [ C D L P ] + 0,04 [ I V ]

Para expansiones y si CMO = 0,15 CTP :

U N A I = 0,96 I V - [ 1,51 (C M A P + C S) + 0,27 C D L P ]

La definición de utilidad antes de impuestos, en realidad significa, la utilidad neta menos la depreciación, por lo tanto debemos descontar este último valor.

Depreciación :

Se define como “la cantidad de dinero que debemos descontar de nuestras utilidades en orden de acumular suficientes fondos de modo de reemplazar los equipos o vehículos cuando éstos dejen de servir”. Estos fondos se pueden depositar en un banco y ganar un cierto interés, pero usualmente se espera obtener una mayor ganancia invirtiendo este dinero en algún otro proyecto de la compañía.

Afortunadamente, el gobierno reconoce como un gasto legítimo el deducir una fracción de los equipos a medida que éstos se desgastan, incluso aunque los fondos no se utilicen para su reposición. Sin embargo para prevenir que cualquier compañía establezca arbitrariamente una depreciación no-realista, el gobierno especifica la vida media de los equipos y plantas de proceso. Por ejemplo para diseños preliminares se pueden considerar vidas medias para la industria del petróleo de 16 años y para plantas químicas se toma a menudo una vida media de 11 años. Una tabla más completa aparece en el Capítulo 8 del Peters y Timmerhaus (Tabla 1, pp 283).

Una vez que se ha determinado el período de vista del equipo o proceso, el gobierno permite escoger entre varios tipos de depreciación.

1.- Depreciación continua 2.- Del balance declinante

3.- La suma de los dígitos anuales

Vida Media Estimada para Diversos Equipos

Equipos Años Equipos Años

Calderas 23 Hornos rotatorios 22

Edificios de ladrillos y aceros 35 Molinos 12

Compresores 20 Mezcladoras 12

Condensadores 17 Motores 14

Enfriadores 17 Cañerías 15

Secadores 25 Retortas 22

Hornos eléctricos 20 Cribas 12

Evaporadores 17 Depósitos 20

Filtros prensa 17 Espesadores 5 Hornos de gas 8 Transformadores 15

Vida Media De Fabricas Completas

Tipo de Fábrica Años

Acidos 15 Productos Alcalinos 22 Tinturas de Anilina 20 Nitrógeno atmosférico 15 Carburo 15 Productos de Alquitrán 21 Productos de goma 14 Productos de vidrio 14 Electroquímica 17 Producto de oxígeno 18 Farmacéuticas 20 Celulosa 17 Refinerías 25 Jabón 20 Cemento 20 Aceites vegetales 18

Los terrenos no sufren depreciación, por lo tanto la inversión en el terreno no debe ser considerada en el cálculo de la depreciación. En forma similar, si reemplazamos el capital de trabajo cada mes, tendremos la misma cantidad de capital de trabajo al fin del proyecto, y por lo tanto no sufrirá depreciación. Más aún los equipos tendrán un cierto “valor valuable” al final del proyecto (a menudo un 10% del costo de compra, 3% ICF) de modo que podemos contar con estos fondos al final del proyecto.

A pesar de los diferentes procedimientos para calcular la depreciación, en estimación preliminar no se justifica este cálculo y supondremos que se puede estimar la depreciación de la siguiente forma

D = 0,10 I C F = 0,10 x (1,81) C D L P D = 0,181 C D L P

Por lo tanto, la depreciación debe ser descontada de la utilidad antes de impuestos, porque representa un costo por reemplazo de equipo. Si queremos obtener la utilidad después de impuestos, debemos descontar los impuestos, los cuales para el caso de grandes compañías es alrededor de 48%.