Sintesis Capitulo 3

TECNOLÓGICO NACIONAL DE
MÉXICO
INSTITUTO TECNOLÓGICO DE
MINATITLÁN
INGENIERIA QUÍMICA
MATERIA:
SINTESIS Y OPTIMIZACION DE PROCESOS
CAPITULO 2 Y 3
INTEGRANTES DEL EQUIPO:
GRISEL COTO RAMOS
ANETT ALINE CRUZ
AMELIA IGNACIO MARTINEZ
SEMESTRE:
7°
DOCENTE:
MC. RENE REYES ESTUDILLO
MINATITLAN, VER A; 12 DE OCTUBRE DEL 2018

CAPIT
ULO 3:
ESTIM
ACION
DE
COSTO
S DE
INVER
SION
PROBLEMA 3.2
Considere el sistema mostrado en la figura de la página 52.
161°
56,000 lb/h
22,000 lb/h
0.4 Benceno
0.6 Tolueno
211°F
34,000 lb/h
Datos adicionales:
Torre de destilación
7 ft diámetro
15 platos con 2 ft espaciamiento
Hervidor
Área 2,000 ft2
Carga térmica 9.5*106 Btu/hr
Suponer un coeficiente global de transferencia de calor para el condensador y el

hervidor de 200 Btu/hr ft2 °F.
a) Estime el costo de instalación de los tres equipos principales en el año 2000

usando el método de Guthrie.
I. costo de la torre de destilación
Paso 1: costo de platos instalados
H= ( ⋕ PLATOS ) ( ESPACIAMIENTO ENTRE PLATOS )
H= (15 PLATOS ) ( 2 ft )
H=30 ft
Paso 2: costo base (fig. 3.7 y pág. 48)
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 3000 $ ) ( 1000USD )=3000 000 USD
Paso 3: factores (pág. 49)
F s=1.0
F t=0 Rejilla
F m=0 Acero al carbón
Paso 4:
C fob =Cb ( F s + F t + F m )=3000 000 USD ( 1.0+ 0+0 )=3000000 USD
Paso 5: factor de modulo = 4.34 (pág. 41)
C md=( Cb ) ( factor de modulo )=( 3000 000 USD ) ( 4.34 )
C md=13 020 USD
Paso 6:
C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=13 020 USD+ ( 3000 000−3000 000 )

C mda =13 020USD
Paso 7:
costo real=C mda ( año 2000

año1968 ) ( 1.15 )=( 13 020 ) (
394.1
113.7 )
( 1.15 )
costo real=51 898 498.68 USD
II. costo del hervidor
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 10.4 $ )( 1000 USD ) =10 400 USD
Paso 2: factores (pág. 45). Reboiler
F d=1.35
F p=0
F m=1.0
Paso 3:
C fob =Cb ( F d + F p )∗Fm =10 400 USD ( 1.35+0 )∗1.0=14 040USD
C md=( Cb ) ( factor de modulo )=( 14 040 USD )( 3.39 )
C md=47 595.6 USD
Paso 5:
C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=47595.6 USD + ( 10 400−10 400 )

C mda =45,595.6 USD
Paso 6:

año1968 ) ( 1.15 )=( 45,595.6 USD ) (
394.1
113.7 )
( 1.15 )
costo real=181,746.7885 USD
III. costo del condensador
Paso 1:
BTU
9.5 x 106
Q hr
A= = =1 032.6086 ft 2
( U ) ( d mlt ) BTU
( 200
Hr Ft 2 ° F )( 46 )
Paso 2: costo base (pág. 45)
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 8.9 $ ) ( 1000 USD )=8 900USD
Paso 3: factores (pág. 45). Cabeza flotante
F d=1.0
F p=0
F m=1.0
Paso 4:
C fob =Cb ( F d + F p )∗Fm =8 900 USD ( 1.0+0 )∗1.0=8 900USD
C md=( Cb ) ( factor de modulo )=( 8 900 USD )( 3.39 )

C md=30 171 USD
Paso 6:
C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=30 171USD + ( 8 900−8 900 )
C mda =30 171USD
Paso 7:

año1968 ) ( 1.15 )=( 30 171 )(
394.1
113.7 )
( 1.15 )
costo real=120 901.4126 USD
Paso 8: costo total de los tres equipos
C T =51 898 498.68+181,746.7885+120 901.4126
C T =52,201,146. 88 USD
a) Estime el costo de operación del sistema. Suponga 8,500 horas de

operación al año y los siguientes costos de servicios para este año:
Costo de vapor: $1.00 por millón de Btu
Agua de enfriamiento: $0.40 por millón de Btu
Carga térmica del condensador: 8.7 * 106 Btu/hr
Agua de enfriamiento: Tent = 80°F, Tsal = 110°F

Paso 1:
8.7 x 106 BTU

Q hr
mH O = = =103,868.1948 BTU / Hr
2
h 3−h 4 188.65−104.89
Paso 2: costo de operación
Cp=( 103,868.1948 x 400,000 ) + ( 22,000 x 1,000,000 )
$
(
Cp= 6.35 x 1010
hr )( 241 diahr )( 3651 añodias )=5.56 x 10
14 $
año
PROBLEMA 3.3
Se está considerando el proceso que se muestra en la figura. En el reactor se

lleva a cabo la reacción
A B
El sistema de separación produce una corriente de alta concentración de B para

venderse.
Agua de enfriamiento
Condensador de
tubo y coraza
Área = 200 ft2
Monel por los tubos
A
Acero al carbón por
la coraza
B A
Reactor continúo
Tipo tanque Separador flash
Diámetro = 3 ft Altura = 10 ft
Altura = 4 ft Diámetro = 3 ft
Acero al carbón Acero al carbón
P = 1 atmosfera
Estime la inversión de los tres equipos de proceso usando el método de Guthrie.

Base sus estimaciones a 1999.
I. Reactor continúo
Paso 1: costo base. (pág. 47, fig. 3.6)
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 1 $ ) ( 1000USD )=1000 USD
F m=1 Acero al carbón (sólido)
F p=1 P = 1 atm = 14.696 psía
Paso 3:
C fob =Cb ( F m∗F p ) =1000USD ( 1∗1 )=1000 USD
C md=( Cb ) ( factor de modulo )=( 1000 USD ) ( 4.34 )
C md=4,340 USD
Paso 5:
C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=4,340USD + ( 1000−1000 )
C mda =4,340 USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1999 = 390.6
Año 1968 = 113.7
año1999 390.6
costo real=C mda ( año 1968 )
( 1.15 ) =( 4,340 ) (
113.7 )
( 1.15 )
II. separador flash
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 2.2 $ ) ( 1000USD )=2,200 USD
F m=1 Acero al carbón (sólido)
F p=1 (Como no da la presión para este equipo, propongo 100

psi)
Paso 3:
C fob =Cb ( F m∗F p ) =2,200 USD ( 1∗1 )=2,200USD
C md=( Cb ) ( factor de modulo )=( 2,200 USD )( 4.34 )
C md=9,548USD
Paso 5:
C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=9,548 USD+ ( 2,200−2,200 )
C mda =9,548 USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1999 = 390.6
Año 1968 = 113.7
año1999 390.6
costo real=C mda ( año 1968 )
( 1.15 ) =( 9,548 ) (
113.7 )
( 1.15 )
III. condensador de tubo y coraza
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 3 $ ) ( 1000USD )=3,000 USD
F d=0.85 Tubo U
psi)
F m=2.3 Ac/Monel
Paso 3:
C fob =Cb ( F d + F p )∗Fm =2,200 USD ( 0.85+0 )∗2.3=5,865 USD
C md=10,170 USD
Paso 5:
C mda =13,035USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1999 = 390.6
Año 1968 = 113.7
año1999 390.6
costo real=C mda ( año 1968 ) ( 1.15 ) =( 13,035 ) (
113.7 )
( 1.15 )
costo real=51,496.8482USD
Paso 7: costo total de los tres equipos

C T =17,145.8628+37,720.898+51,496.8482
C T =106,363.609 USD
PROBLEMA 3.4
Para el proceso mostrado en el problema 3.3, un grupo de externo ha estimado

que la inversión actual equivale a 1 millón de dólares. La capacidad del proceso es
de 1 KT /año y se consumen 1.1 T de A por cada T de B. el precio de B en el
mercado es de 35 ₵/lb.
En el condensador, la temperatura de entrada del agua de enfriamiento es de

25°C y la de la salida de 40°C. El calor latente de B es de 1000 Btu/ lb. El costo
del agua de enfriamiento es de 5x 10-4 $/lb.
Se está negociando el precio de la materia prima A. ¿Cuál debe ser el precio
máximo de A que la compañía puede pagar para que el proceso sea rentable?
Use parámetros económicos típicos.
Paso 1:
T1 = 25 °C
T °f = (1.8 x 25 °C) + 32 = 77 °f
T2 = 40 °C
T °f = (1.8 x 40 °C) + 32 = 104 °f
Btu
1,000
Q hr
mH O = = =¿
2
h 104° f −h77° f Btu
73−45
lb
lb
m H O =35.7142 ∗5 x 10−4=0.01785
2
hr
Paso 2:
c osto de operacion del proceso=costo de materia prima+costo de servicio+ 0.5 inv .
Costo de materia prima:
Coeficiente: 1.1 T/TP
Costo: 292.676031 $/T
Capacidad: 1000 T/AÑO
Costo: 32,1943.634 $/año
Costo del servicio: 0.01785 $/hr ---- 156.366 $/año
0.5 inv.: 50,000 $/año
Costo de operación: 372,100
S = cap.*venta = 772,100 $/año
R = s – c = 400,000
Inv. = 1, 000,000
Utilidad neta: P = R – ei – t (R –di) = P = 150,000 $/año
Precio de venta anual:

Tasa de retorno = p/inv. = 0.15
El precio máximo para la materia prima A es de 292.67 para que sea rentable
el proceso ya que se resolvió por solver metiendo como objetivo el 15% de
tasa de retorno para el proceso, y como variable el costo de materia prima.
PROBLEMA 3.5
Se desea estimar la inversión requerida para la siguiente parte

de un proceso en desarrollo. Vapor @ 212 °F
= 1,000 Btu/lb
T = 77 °F T = 177 °F
Flujo A:
FA = 50,000 lb/hr Intercambiador de calor
CPA = 1 Btu/lb °F
U = 200 Btu/h1 ft2 °F

A
Acero al carbón por la
B
coraza y Monel por los
tubos cabezal flotante Reactor
Diámetro = 3 ft
Altura = 6 ft
Construidos de
acero al carbón
I. intercambiador de calor
Paso 1: calcular el área
Datos:
FA = 50,000 lb/hr
CP = 1 Btu/lb °F
T1 = 77 °F
T2 = 177 °F
Q=F A C P ( T 2−T 1 )
lb Btu Btu
(
Q= 50,000
hr
1 )(
lb ° F )
( 177−77 ) ° F=5,000,000
hr
∆ T 2=( 212−177 ) ° F=35 ° F
∆ T 1=( 100−77 ) ° F=25 ° F
Btu
U =200
lb ft 2 ° F
∆ T 2−∆ T 1 ( 35−25 )
L MDT = = =29.7220
∆T2 35
ln
∆T1
ln ( )
25
Btu
5 ,OOO , OOO
Q hr
A= = =841.12 ft 2
U L MDT
(200 lb Btu
ft ° F )
2
( 29.7220 )
a) Estime la inversión requerida para cada uno de los equipos usando el

método de Guthrie. Base de su estimación para 1998.
I. intercambiador de calor
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 7.5 $ ) ( 1000USD )=7,500 USD

Paso 2: factores (pág. 45, fig. 3.4)
F d=1 Cabezal flotante

psi)
F m=2.5 Ac/Monel
Paso 3:
C fob =Cb ( F d + F p )∗Fm =7,500USD ( 1+ 0 )∗2.5=18,750 USD
C md=( Cb ) ( factor de modulo )=( 7,500 USD ) ( 3.39 )
C md=25,425 USD
Paso 5:
C mda =36,675USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1998 = 389.5
Año 1968 = 113.7

año 1968 ) ( 1.15 ) =36,675 (
389.5
113.7 )
(1.15 )
II. reactor
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 1.4 $ )( 1000 USD ) =1,400USD
F p=1 (Como no da la presión para este equipo, asumo que son

100 psi)
F m=1 Ac/Monel
Paso 3:
C fob =Cb ( F m∗F p ) =1,400USD ( 1∗1 )=1,400 USD
C md=6,076 USD
Paso 5:
C mda =6,076 USD

Paso 6:
Base de referencia
Año 1998 = 389.5
Año 1968 = 113.7

año 1968 ) ( 1.15 ) =( 6,076 ) (
389.5
113.7 )
( 1.15 )
Paso 7: costo total de los 2 equipos
C T =144,482.4044+ 23,936.6077
C T =168 , 419.0121 USD
b) Calcule el costo anual de vapor para que este esquema si su costo unitario
es de 1₡/lb y se trabajan 8,500 horas al año.
Datos:
Costo unitario = 1₵/lb
W = 8,500 hr/año
Costo real = 1, 126, 853,732 USD/AÑO = 1, 126,853.732 $/AÑO

Costo anual = ?
PROBLEMA 3.6
El diagrama de flujo que se muestra representa una alternativa para producir

etanol mediante fermentación:
79 °C Área del condensador: 4,000 ft2
Etanol @ 95% masa
Columna de destilación
4 ft de diámetro
15 ft de diámetro
10 platos de válvulas
Acero al carbón
Área del hervidor: 3,000 ft2
Fermentador
100 °C
4 ft de diámetro
La 10 ft de altura producción deseada de la

corriente de etanol es de 100 x 10 6 lb/año. La
concentración de etanol a la salida del fermentador
es de 150g/L. Para fines de estimación preliminar se puede suponer que la
corriente de salida del fermentador es una mezcla de etanol y agua.
a) Usando el método de Guthrie estime la inversión de los principales

componentes del proceso (fermentador, columna, condensador y calderin).
Refiera su estimación para 1990.
I. fermentador
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 3 $ ) ( 1000USD )=3,000 USD


100 psi)
Paso 3:
C fob =Cb ( F m∗F p ) =3,000 USD ( 1∗1 )=3,000 USD
C md=13,020 USD
Paso 5:
C mda =13,020USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1990 = 357.6
Año 1968 = 113.7

año 1968 ) ( 1.15 ) =( 13,020 ) (
357.6
113.7 )
( 1.15 )
ll. columna de destilación
altura 15
espaciamiento= = = (1.5 ft ) ¿
¿ platos 10
H= (10 PLATOS ) ( 1.5 ft )
H=15 ft
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 550 $ ) ( 1000USD )=550 , 000 USD
F s=1.4 Sierve
F t=0.4 Válvula
Paso 4:
C fob =Cb ( F s + F t + F m )=550 , 000 USD ( 1.4+ 0.4+0 )=990 , 000 USD
C md=( Cb ) ( factor de modulo )=( 550 , 000 USD ) ( 4.34 )
C md=2,387,000 USD
Paso 6:
C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=2,387,000 USD+ ( 990 ,000−550 , 000 )
C mda =2,827,000USD
Paso 7:
Base de referencia
Año 1990 = 357.6
Año 1968 = 113.7

año 1968 ) ( 1.15 ) =( 2,827,000 ) (
357.6
113.7 )
( 1.15 )
costo real=10,224,938.26 USD
III. Condensador
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 11 $ ) ( 1000 USD ) =11,000 USD
F d=1.0 Cabezal flotante

psi)
F m=1.0 AC/AC
Paso 3:
C md=37,290 USD
Paso 5:
C mda =37,290USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1990 = 357.6
Año 1968 = 113.7

año 1968 ) ( 1.15 ) =( 37,290 ) (
357.6
113.7 )
( 1.15 )
IV. Hervidor (calderin)
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 10.8 $ ) ( 1000USD )=10,800 USD
F d=1.35 Reboiler

100 psi)
F m=1.0 AC/AC
Paso 3:
C fob =Cb ( F d + F p )∗Fm =10,800USD ( 1.35+0 )∗1.0=14,580 USD
C md=36,612 USD
Paso 5:
C mda =36,612USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1990 = 357.6
Año 1968 = 113.7

año 1968 )
( 1.15 ) =( 36,612 ) (
357.6
113.7 )
(1.15 )
Paso 7: costo total de los 4 equipos
USD USD USD

C T =47,091.8628USD / AÑO+10,224,938.26 +134,873.6992 +132,421.4501
AÑO AÑO AÑO
C T =10,539,325.27 USD
b) Estime el precio de venta del producto. El costo de materias primas puede

tomarse como el costo del sustrato que equivale a 20 c/lb. El costo de vapor
es de 1x10-2 $/lb y el del agua de enfriamiento 5x10 -4 $/lb. La columna de
destilación opera a una razón de reflujo de 4 (en base másica).
Indique explícitamente cualquier suposición que haga.
Paso 1:
Datos:
USD
costo real=10,224,938.26 =10,224.93826 $/ AÑO
AÑO
S = 20 ₵/lb
Costo de vapor = 1 x 10-2 $/lb
Costo del agua de enfriamiento = 5 x 10-4 $/lb
Qcolumna destilación = 4 (95 % en masa)
S 10,224.93826 $ / AÑO
Pventa = = =2,556.2345 $ /T PRODUCCION
Q 4
PROBLEMA 3.7
Considere la columna de destilación con los datos que se muestran en la figura.
Condensador
Área: 400 ft2

Tubo y coraza
Acero al carbón por la coraza
Acero inoxidable por los tubos
Diez platos de válvulas

Espaciados de 12 pulg
Diámetro: 4 ft
Acero al carbón
La columna se opera a presión atmosférica. Se desea hacer una estimación

preliminar de la inversión que requiere el sistema en 1995.
a) Estime la inversión requerida para el condensador.
Cb=( $ )( 1000 USD )

Cb=( 4.8 $ )( 1000 USD )=4,800 USD
F d=0.85 Tubo U

psi)
F m=1.78 AC/AI
Paso 3:
C fob =Cb ( F d + F p )∗Fm =4,800 USD ( 0.85+ 0 )∗1.78=7,262.4 USD
C md=( Cb ) ( factor de modulo )=( 4,800USD ) (3.39 )
C md=16,272 USD
Paso 5:
C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=16,272 USD+ ( 7,262.4−4,800 )
C mda =18,734.4 USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1995 = 381.1
Año 1968 = 113.7

año 1968 ) ( 1.15 ) =( 18,734.4 ) (
381.1
113.7 )
( 1.15 )
b) Estime la inversión requerida para la columna.
altura
espaciamiento=
¿ platos
H= (10 PLATOS ) ¿
H=¿
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 3.9 $ ) ( 1000USD )=3 , 900 USD
F s=2.2 Por los 12 in
F t=0.4 Válvula

Paso 4:
C fob =Cb ( F s + F t + F m )=3 , 900 USD ( 2.2+0.4 +0 ) =10,140USD
C md=16,926 USD
Paso 6:
C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=16,926 USD+ (10,140−3,900 )
C mda =23,166 USD
Paso 7:
Base de referencia
Año 1995 = 381.1
Año 1968 = 113.7

año 1968 ) ( 1.15 ) =( 23,166 ) (
381.1
113.7 )
(1.15 )

PROBLEMA 3.8
Una columna de destilación procesa 12000lb/hr de una solución acuosa que

contiene 5% de amoniaco en peso, y produce un flujo de destilado de 3000lb/hr
con una concentración de 20% en peso. Estime la inversión total requerida para
los tres componentes de equipo en 1997. Indique explícitamente cualquier
suposición que haga.
Datos de la columna:
Diámetro = 3.5 ft
Altura = 8 ft; con 5 platos de cachucha (o campanas) con espaciamiento de 1 ft y

de acero al carbón.
Diámetro = 3.5 ft
Altura = 8 ft con 5 platos y 1 ft de espaciamiento
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 3 $ ) ( 1000USD )=3 ,00 USD
F s=2.2 Por los 12 in
F t=1.8 Campana de burbujeo

Paso 4:
C fob =Cb ( F s + F t + F m )=3 , 000 USD ( 2.2+1.8+0 )=12,000 USD
C md=13,020 USD
Paso 6:
C mda =22,020USD
Paso 7:
Base de referencia
Año 1997 = 386.5
Año 1968 = 113.7

año1968 ) (1.15 )=( 22,020 ) (
386.5
113.7 )
( 1.15 )

Datos del hervidor:
Área= 200 ft2, tipo kettle, acero inoxidable por los tubos y acero al carbón por la
coraza
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 3 $ ) ( 1000USD )=3,000 USD
Paso 2: factores (pág. 45).
F d=1.35 Reboiler, kettle

psi)
F m=1.78 AC/AI
Paso 3:

C md=10,170 USD
Paso 5:
C mda =14,379USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1997 = 386.5
Año 1968 = 113.7

año1968 ) (1.15 )=(14,379) (
386.5
113.7 )
( 1.15 )
Datos del condensador:
Área=2000 ft2, tubo y coraza, Monel por los tubos y acero al carbón por la coraza
Cb=( $ )( 1000 USD )

Cb=( 10.4 $ )( 1000 USD ) =10,400USD
F d=0.85 Tubo U

psi)
F m=3.10 AC/Monel
Paso 3:
C fob =Cb ( F d + F p )∗Fm =10,400USD ( 0.85+0 )∗3.10=27,404 USD
C md=35,256 USD
Paso 5:
C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=35,256 USD+ (27,404−10,400 )
C mda =52,260USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1997 = 386.5

Año 1968 = 113.7

año1968 )
(1.15 )=( 52,260 ) (
386.5
113.7 )
( 1.15 )
PROBLEMA 3.10
Calcular mediante el método de Guthrie el costo en 1990 un intercambiador de

calor de cabezal flotante con un área de 1000 ft 2 que va a operar a presiones
moderadas, construido de acero al carbón por la coraza y Monel por los tubos.
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 9 $ )( 1000 USD ) =9,000 USD
F d=1.00 Cabezal flotante

psi)
F m=3.10 AC/Monel
Paso 3:
C fob =Cb ( F d + F p )∗Fm =9,000 USD ( 1.00+0 )∗3.10=27,900USD
C md=30,510 USD
Paso 5:
C mda =48,510 USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1990 = 386.5
Año 1968 = 113.7

año 1968 ) ( 1.15 ) =( 48,510 ) (
357.6
113.7 )
( 1.15 )
USD
costo real=175,455.1662
AÑO
PROBLEMA 3.12
La deshidrogenación de etilbenceno se realiza a 600°C con la adición de Vapor a

altas temperaturas. Estime la inversión necesaria para el generador de vapor y el
reactor usando el método de Guthrie. Haga sus estimaciones para 1980.
A trenes de
separación
Etilbenceno
REACTOR
Vapor
REACTOR CATALICO
9 ft diámetro, 100 ft longitud
Acero inoxidable 316
Presión: 6 Psi
CALDERA
Agua Combustible
GENERADOR DE VAPOR
Capacidad: 100,000 lb/hr
Presión de vapor 700 Psi con
300 °F de sobrecalentamiento
l. Generador de vapor (Horno de proceso)

Capacidad = 100,000 lb/hr
lb 1 BTU BTU
(
capacidad = 100,000
hr )( 778.169 lb )=128.5067
hr
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 300 $ ) ( 1000USD )=300,000 USD
F d=1.00 Calentador
F p=0 .10 700 psi
Paso 3:
C fob =Cb ( F d + F m + F p )=300,000 USD ( 1.00+0+ 0.10 )=330,000 USD
C md=690,000 USD
Paso 5:
C mda =720,000USD
Paso 6:
Base de referencia
Año 1980 = 261.2
Año 1968 = 113.7

año 1968 )
( 1.15 ) =( 720,000 ) (
261.2
113.7 )
( 1.15 )
costo real=1,902,142.48 USD
ll. Reactor catalítico. (Horizontal)
Cb=( $ )( 1000 USD )
Cb=( 11 $ ) ( 1000 USD ) =11 , 000USD
F p=1.60 600 psi
F m=3.67 Acero inoxidable 316
Paso 4:
C fob =Cb ( F m∗F p ) =11,000 USD ( 3.67∗1.60 )=64,592 USD

C md=36,190 USD
Paso 6:
C mda =89,782USD
Paso 7:
Base de referencia
Año 1980 = 261.2
Año 1968 = 113.7

año 1968 ) ( 1.15 ) =( 89,782 ) (
261.2
113.7 )
( 1.15 )
Incluir: $32,000 del costo del catalizador en 1980 ya instalado:
USD∗1 $
costo real del reactor =237,191.8836 =237.1918 $
1000 USD
costo real total=costoreal del reactor +costo del catalizador
costo real total=237.1918 $+32,000 $

costo real=32,237.1918 $

Sintesis Capitulo 3

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TECNOLÓGICO NACIONAL DE

SINTESIS Y OPTIMIZACION DE PROCESOS

INTEGRANTES DEL EQUIPO:

GRISEL COTO RAMOS

ANETT ALINE CRUZ

AMELIA IGNACIO MARTINEZ

MC. RENE REYES ESTUDILLO

MINATITLAN, VER A; 12 DE OCTUBRE DEL 2018

Considere el sistema mostrado en la figura de la página 52.

Suponer un coeficiente global de transferencia de calor para el condensador y el

a) Estime el costo de instalación de los tres equipos principales en el año 2000

Paso 1: costo de platos instalados

H= ( ⋕ PLATOS ) ( ESPACIAMIENTO ENTRE PLATOS )

Paso 2: costo base (fig. 3.7 y pág. 48)

Cb=( $ )( 1000 USD )

Cb=( 3000 $ ) ( 1000USD )=3000 000 USD

Paso 3: factores (pág. 49)

F m=0 Acero al carbón

C fob =Cb ( F s + F t + F m )=3000 000 USD ( 1.0+ 0+0 )=3000000 USD

Paso 5: factor de modulo = 4.34 (pág. 41)

C md=( Cb ) ( factor de modulo )=( 3000 000 USD ) ( 4.34 )

C md=13 020 USD

C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=13 020 USD+ ( 3000 000−3000 000 )

costo real=C mda ( año 2000

costo real=51 898 498.68 USD

II. costo del hervidor

Paso 1: costo base (fig. 3.3 y pág. 45)

Cb=( $ )( 1000 USD )

Cb=( 10.4 $ )( 1000 USD ) =10 400 USD

Paso 2: factores (pág. 45). Reboiler

C fob =Cb ( F d + F p )∗Fm =10 400 USD ( 1.35+0 )∗1.0=14 040USD

Paso 4: factor de modulo = 3.39 (pág. 41)

C md=( Cb ) ( factor de modulo )=( 14 040 USD )( 3.39 )

C md=47 595.6 USD

C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=47595.6 USD + ( 10 400−10 400 )

costo real=C mda ( año 2000

costo real=181,746.7885 USD

III. costo del condensador

Paso 2: costo base (pág. 45)

Cb=( $ )( 1000 USD )

Cb=( 8.9 $ ) ( 1000 USD )=8 900USD

Paso 3: factores (pág. 45). Cabeza flotante

C fob =Cb ( F d + F p )∗Fm =8 900 USD ( 1.0+0 )∗1.0=8 900USD

Paso 5: factor de modulo = 3.39 (pág. 41)

C md=( Cb ) ( factor de modulo )=( 8 900 USD )( 3.39 )

C mda =Cmd + ( C fob−Cb )=30 171USD + ( 8 900−8 900 )

C mda =30 171USD

costo real=C mda ( año 2000

costo real=120 901.4126 USD

Paso 8: costo total de los tres equipos

C T =51 898 498.68+181,746.7885+120 901.4126

a) Estime el costo de operación del sistema. Suponga 8,500 horas de

Carga térmica del condensador: 8.7 * 106 Btu/hr

Agua de enfriamiento: Tent = 80°F, Tsal = 110°F

8.7 x 106 BTU

Paso 2: costo de operación

Cp=( 103,868.1948 x 400,000 ) + ( 22,000 x 1,000,000 )

Se está considerando el proceso que se muestra en la figura. En el reactor se

El sistema de separación produce una corriente de alta concentración de B para