Diseño de Plantas

2013- I2013- I

DISEÑO DE PLANTAS (PI – 525)

TAREA Nº 9: TOTAL DE AVANCES A LA FECHA

0

FACULTAD DE INGENIERIA QUIMICA Y TEXTIL

UNIVERSIDAD NACIONAL DE INGENIERIA

PROFESOR(ES):

- Ing. Leon Choy Victor- Ing. Huayta Socantaype Freddy

GRUPO N° : 3

ALUMNOS : CODIGO:

- Cabello Aguero John - Lopez Vega Carlos Alfredo- Lucas Lizano Kelly- Torres Berrospi Erick Yampier

FECHA DE ENTREGA: 11/07/2013

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INDICE....................................................................................................PAG

INTRODUCCIÓN................................................................................................6

GENERALIDADES...............................................................................................7

Altitud................................................................................................................................7

Temperatura ambiente.....................................................................................................7

Humedad...........................................................................................................................7

Temperatura de la fuente y reservorio..............................................................................7

Potencia.............................................................................................................................7

CONDICIONES DE OPERACIÓN Y FLUJO DE PROCESOS......................................................7

CONDICIONES DEL PROCESO............................................................................9

PUNTO 3............................................................................................................................9

PUNTO 4.......................................................................................................................... 11

PUNTO 2.......................................................................................................................... 11

PUNTO 1.......................................................................................................................... 11

DIAGRAMA DE FLUJO......................................................................................12

BALANCE DE MASA - Corrientes de Proceso...................................................13

DISEÑO DE EQUIPOS.......................................................................................14

DISEÑO DE LA TURBINA...................................................................................................14

Especificacion de diseño.........................................................................................................................14

Balance de materia y energía..................................................................................................................14

DISEÑO DE LA BOMBA.....................................................................................................15

Especificación de diseño.........................................................................................................................15

Balance de materia y energía..................................................................................................................15

DISEÑO DEL EVAPORADOR..............................................................................................16


Sumario...................................................................................................................................................16

Balance de masa.....................................................................................................................................16

DISEÑO DEL CONDENSADOR...........................................................................................17


Sumario...................................................................................................................................................17

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Balance de masa.....................................................................................................................................17

DISEÑO DEL TANQUE.......................................................................................................18


Balance de masa.....................................................................................................................................18

DISEÑO CONCEPTUAL DEL TANQUE ALMACENAMIENTO................................................19


Balance de masa.....................................................................................................................................19

DISEÑO DE LA TORRE DE ENFRIAMIENTO........................................................................20

Resumen.................................................................................................................................................20

DISEÑO DE LAS TUBERÍAS Y ACCESORIOS OTROS............................................................21

TABLA DE ESPECIFICACION DE DISEÑO DE LAS TUBERIAS.......................................................................21

DIAGRAMA DE TUBERIAS E INSTRUMENTACIÓN P&ID...................................22LOOP 1:...................................................................................................................................................22

LOOP 2:...................................................................................................................................................22

LOOP 3:...................................................................................................................................................22

LOOP 4:...................................................................................................................................................23

LOOP 5:...................................................................................................................................................23

LOOP 6:...................................................................................................................................................23

ANÁLISIS DE SEGURIDAD................................................................................24

EVALUACION ECONOMICA.............................................................................26

COSTEO DE INVERSION TOTAL.........................................................................................26

COSTOS DIRECTOS...........................................................................................................26

COSTOS INDIRECTOS....................................................................................................... 26

INVERSION TOTAL............................................................................................................27

COSTEO DE PRODUCCION................................................................................................27

Costeo de mano de obra.........................................................................................................................27

COSTEO DE MANO DE OBRA..................................................................................................................27

Costos directos de produccion................................................................................................................27

Cargos fijo...............................................................................................................................................28

Gastos generales.....................................................................................................................................28

Gastos totales.........................................................................................................................................28

INGRESOS........................................................................................................................ 28

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RETORNO SOBRE LA INVERSION......................................................................................28

OPORTUNIDADES DE OPTIMIZACIÓN.............................................................30

COSTOS TOTALES.............................................................................................................30

Agua de Proceso.....................................................................................................................................30

Costo del Isobutano................................................................................................................................31

Tamaño de equipos.................................................................................................................................31

Intercambiadores de calor..................................................................................................................31

Bombas:..............................................................................................................................................32

Figura de costo de bombas.................................................................................................................32

Turbina...............................................................................................................................................32

COSTO DE RECUPERACION..............................................................................................34

OPTIMIZACION................................................................................................................34

DISTRIBUCION DE LA PLANTA.........................................................................35

ANALISIS DE DISTRIBUCION DE PLANTA..........................................................................35

DISTRIBUCION PROPUESTA.............................................................................................37

ANEXO DATA SHEET........................................................................................38

DATA SHEET TURBINA.....................................................................................................38

DATA SHEET CONDENSADOR...........................................................................................39

DATA SHEET EVAPORADOR.............................................................................................40

DATA SHEET BOMBAS......................................................................................................41

DATA SHEET TORRE DE ENFRIAMIENTO..........................................................................42

DATA SHEET TANQUE DE ALMACENAMIENTO................................................................43

DATA SHEET TANQUE PULMON.......................................................................................44

APÉNDICE BOMBAS........................................................................................45

Diseño de bombas...........................................................................................................45

Costo de la bomba de proceso........................................................................................47

Costo de bombas torre de enfriamiento.........................................................................49

APENDICE TURBINA........................................................................................51

Diseño Turbina.................................................................................................................51

Costo Turbina.................................................................................................................. 54

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APENDICE EVAPORADOR................................................................................56

Diseño del evaporador....................................................................................................56

Costo del Evaporador......................................................................................................60

APENDICE CONDENSADOR.............................................................................62

Diseño del condensador..................................................................................................62

Apéndice Costo del Condensador....................................................................................68

APENDICE TORRE DE ENFRIAMIENTO.............................................................70

Diseñode la Torre de enfriamiento..................................................................................70

Costo de la torre de enfriamiento...................................................................................72

APENDICE GENERADOR..................................................................................74

Costo de generadores......................................................................................................74

APENDICE TANQUE PULMOM........................................................................75

Diseño del tanque pulmón..............................................................................................75

Costo del tanque pulmon................................................................................................80

APENDICE TANQUE DE ALMACENAMIENTO...................................................82

Diseño de tanque de almacenamiento............................................................................82

Costo del tanque almacenamiento..................................................................................85

APENDICE TUBERIAS.......................................................................................87

DISEÑO DE LAS TUBERÍAS Y ACCESORIOS OTROS............................................................87

Diámetro de tubería................................................................................................................................87

Selección del material...........................................................................................................................89

Espesor de tubería..................................................................................................................................90

Aislamiento de tubería............................................................................................................................91

Tabla de especificacion de diseño de las tuberías...................................................................................92

ANEXOS...........................................................................................................93

ANEXO TABLAS DE PROPIEDADES....................................................................................93

ANEXO TABLAS A CORRECION DE MATERIALES...............................................................95

ANEXO TABLAS B1CALIBRE DE TUBERIAS........................................................................96

ANEXO TABLA B2 DE DIMENSIONES DE TUBERIAS..........................................................97

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ANEXO TABLA C ARREGLO DE INTERCAMBIADORES.......................................................98

ANEXO BOMBAS..............................................................................................................99

Especificación de bomba.........................................................................................................................99

Especificación del Walas.........................................................................................................................99

Figura para la presión de vapor.............................................................................................................100

ANEXO MATERIAL DE TUBERIAS....................................................................................101

ANEXO AISLAMIENTO DE TUBERIAS..............................................................................102

ANEXO CONDUCTIVIDAD DE MATERIAL........................................................................102

ANEXO TURBINAS..........................................................................................................103

ANEXO INTERCAMBIADORES.........................................................................................105

ANEXO TORRE DE ENFRIAMIENTO.................................................................................107

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INTRODUCCIÓNHoy en la humanidad se va preocupando cada

El sur del Perú posee un enorme potencial geotérmico, siendo Campos Calientes y Borateras las dos fuentes más estudiadas. Mediante el presente informe se ha ido recopilando la información disponible y se ha propuesto mediante diseños conceptuales la instalación de una planta de generación eléctrica mediante un ciclo binario orgánico, que para el presente informe será isobutano nuestro fluido de trabajo.

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GENERALIDADES

El presente tomara como base el estudio realizado por el INGEMMET a Campos Calientes y Borateras.

Altitud

Borateras se encuentra a una altura de 4300msnm y campos Calientes a 4400 msnm la diferencia de alturas no es mucha por lo que las presiones en dichas zonas se pueden considerar iguales.

Temperatura ambiente

Las zonas de Borateras y campos calientes, presentan temperaturas que van desde los -4°C hasta los 13°C, para poder desarrollar nuestro diseño conceptual tomaremos la temperatura de 13°C siendo esta la máxima en la zona.

Humedad

La humedad de la zona es de 8.5 gramos de agua por cada kilogramo de aire seco

Temperatura de la fuente y reservorio

Los datos obtenidos son

Borateras Campos CalientesTemperatura de la fuente: 43°C-86°C 36°C-90°CTemperatura de reservorio: 250°C-275°C 240°C-280°C

Como la temperatura de interés es la de reservorio, tomaremos como referencia la menor temperatura que es de 240°C.

Potencia

La potencia propuesta por expertos en ambas zonas es de 50MW para Borateras y de 150MW para Campos Calientes, para nuestro informe ambas potencias se sumaran para dar un total de 200MW de potencia para nuestra planta.

CONDICIONES DE OPERACIÓN Y FLUJO DE PROCESOS

Se propone condiciones de operación basándonos en la información meteorológica de la zona, para ello se propone el siguiente grafico de presión entalpia.

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CONDICIONES DEL PROCESO

Para establecer las condiciones del proceso iniciaremos tomando como referencia las condiciones meteorológicas del medio, de la información resumida en la parte de generalidades, sabemos que la temperatura del medio es de 13°C y la humedad es de 8.5 gramos de agua por cada kilogramo de aire seco, con estos datos en la carta psicométrica obtenemos una temperatura de bulbo húmedo de 12°C, este dato nos servirá para seguir las reglas del dedo pulgar para determinar la diferencia de temperatura en la torre de enfriamiento la regla menciona una diferencia de 15°F para un volumen relativo de 1 el cual será nuestra guía

PUNTO 3Asumiremos un líquido saturado y a la temperatura de 28°C o 82.5°F este punto lo ubicaremos en la curva de líquido saturado el cual estará a una presión de 52Psia

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PUNTO 4Según la información obtenida en el GPSA se tiene información que para turbinas las presiones de entrada fueron aproximadamente de 2000 Psi como máximo, sin embargo se decidió trabajar a presiones superiores al punto crítico eligiendo la presión de 600psia

PUNTO 2Se desea que el vapor que sale de la turbina salga como saturado para aprovechar al máximo la energía, sin embargo este punto lo colocaremos ligeramente alejado el cual nos dará una holgura de trabajo al momento del diseño del equipo.

PUNTO 1El punto 1 se determinara prolongando desde el punto 2 por la línea isotrópica hasta la intersección con la línea del intercambiador.

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DIAGRAMA DE FLUJO

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BALANCE DE MASA - Corrientes de Proceso

Corrientes de Proceso

Entrada de Agua de Proceso

Salida de Agua de Proceso

Salida de Isobutano

Gaseoso del Vaporizador

Salida del Isobutano Liquido de la turbina

Salida de Isobutano liquido del

Condensador

Isobutano Liquido

Entrada de Isobutano Liquido al

Vaporizador

Agua de enfriament

o

Agua de enfriamento

para el condensado

r

Salida de Agua

Caliente

Agua de Repuesto

Agua para Torre de

Enfriamiento

Entrada de Aire Salida de Aire

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14Agua de Proceso Lb/h 1843851 1843851

Isobutano Lb/h 3591720 3591720 3591720 3591720 3591720Agua Enfriamiento

Lb/h 59335823 59335823 59335823Agua de Repocision

Lb/h 2661120 2661120Aire de proceso Lb/h 48026880 48407040

Temperatura(ºF) 464 100,4 300 100 82 82 82 64,4 64,4 73,4 53,6 53,6 55,4 68,9Presion(psia) 600 600 600 50 50 50 600 51,45 51,45 51,45 51,45 22,05 8,82 8,82

Entalpia(Btu/Lb) 426,13 56,0204 355 315 165 165 165 43,00 43,00 47,3 47,3 47,3 15,695 26,875Densidad(lb/pie3) 50,84 61,73 8,33 0,526 32,99 32,99 32,99 62,52 62,20 62,09 62,32 62,32 0,09 0,09

Viscosidad(Lb/pie.h) 3,26E-04 1,22E-03 2,54E-05 1,90E-05 5,61E-05 5,61E-05 5,61E-05 1,53E-03 1,53E-03 1,44E-03 1,66E-03 1,66E-03 4,32E-05 4,41E-05Cp(Btu/lb.ºF) 1,1426 1,0052 0,9235 0,9235 0,6078 0,6078 0,6078 1,0089 1,0089 1,0075 1,0110 1,0110 0,3297 0,3296

Conduct(Btu/h.pie.ºF) 0,3643 0,3602 1,00E-03 6,87E-04 0,0546 0,0546 4,0000 0,3443 0,3443 0,3486 0,3390 0,3390 0,0145 0,0148Volum esp.(pies3/Lb) 1,97E-02 1,62E-02 2,43E-01 2,08E+00 3,03E-02 3,03E-02 3,03E-02 1,60E-02 1,61E-02 1,61E-02 1,60E-02 1,60E-02 1,12E+01 1,15E+01

Agua de Proceso 232,81 232,81Isobutano(kg/s) …. 453,50 453,50 453,50 453,50 453,50Agua de Proceso

(kg/s)7491,90 7491,90 7491,90

Agua de Reposición (kg/s) 336,00 336,00

Aire (kg/s) 6064,00 6112Temperatura(ºC) 240 38 149 38 28 28 28 18 18 23 12 12 13 20,5

Presión(bar) 40,8 40,8 40,8 3,5 3,5 3,5 40,8 3,5 3,5 3,5 3,5 1,5 0,6 0,6Entalpia(KJ/Kg) 991 130,3 825,6 732,6 383,7 383,7 383,7 100 100 110 110 110 36,5 62,5

Densidad(kg/m3) 814,3 988,8 7,49E-03 0,119 528,3 528,3 528,3 1001,4 996,3 994,6 998,3 998,3 1,4317 1,3952Viscosidad(Pa.s) 1,35E-04 5,03E-04 1,05E-05 7,85E-06 2,32E-05 2,32E-05 2,32E-05 6,34E-04 6,34E-04 5,97E-04 6,85E-04 6,85E-04 1,78E-05 1,82E-05

Cp(KJ/Kg.k) 4,784 4,208 3,866 3,866 2,544 2,544 2,544 4,224 4,224 4,218 4,233 4,233 1,3804 1,3797Conductividad(W/

m.K) 6,31E-01 6,23E-01 1,73E-03 1,19E-03 9,45E-02 9,45E-02 9,45E-02 5,96E-01 5,96E-01 6,03E-01 5,87E-01 5,87E-01 2,51E-02 2,56E-02Volum esp.(m3/kg) 1,23E-03 1,01E-03 1,51E-02 1,30E-01 1,89E-03 1,89E-03 1,89E-03 9,99E-04 1,00E-03 1,01E-03 1,00E-03 1,00E-03 6,98E-01 7,17E-01

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DISEÑO DE EQUIPOS

DISEÑO DE LA TURBINA

Especificacion de diseño

Turbina N-111Numero de turbinas 4

Potencia real entregada en la operación (hp) 43187.2Potencia real entregada en la operación (MW) 32.2

Eficiencia de turbina 72%Velocidad de la turbina (RPM) 5000

Diámetro de entrada(in) 12Diámetro de salida(in) 28

Etapas 1Presión de entrada del i-C4(Psia) 600Presión de salida del i- C4(Psia) 50

Temperatura de entrada del i-C4(ºC) 149Temperatura de salida del i-C4(ºC) 38

Material Acero al Carbono

Relación de presión 12.0

Balance de materia y energía

In OutMasa (lb/h) 3591720 3591720Masa ( Kg/s) 453,5 453,5Calor(KJ/s) 42,3 52.6

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DISEÑO DE LA BOMBA

Especificación de diseño

Bomba L-101 Centrífuga radial multietapai-C4 Flujo volumétrico(m3/s) 0.21i-C4 Flujo volumétrico(GPM) 3100P Succión(bar) 3.5P descarga(bar) 40.8P vapor a T=38°C (Bar) 4.48Temperatura del fluido (°C) 38Eficiencia de la bomba 80%Head bomba(m) 702.12P requerido (HP) 1048.2NPSH requerido (m) 0.2Potencia real de cada bomba(HP) 1310Nº bombas 4

POTENCIA TOTAL CONSUMIDA(HP) 4192.8

Balance de materia y energía

In OutMasa(Lb/h) 897930 897930Masa(Kg/s) 113.4 113.4

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DISEÑO DEL EVAPORADOR


Intercambiador de calor E-101 EvaporadorCalculo de calor (Btu/Lb) 34121340

Requerimiento de Área (Pie2) 1708,8Numero de intercambiadores 20

SumarioInterior h Exterior

809 Btu/(h) (pie2)

( ºF)

612 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Uc calculado= 300 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Ud=348 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Rd=0,0004614 (h) (pie2) (ºF)/Btu

5,5 Lb/plg2 Caída de presión Depreciable

Balance de masaLado tubo Lado Coraza

In Out In OutMasa(Lb/h) 92193 92193 179586 179586Masa(kg/s) 11,64 11,64 22,68 22,68

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Calor 34121340 34121340

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DISEÑO DEL CONDENSADOR


Intercambiador de calor E-102 CondensadorCalculo de calor (Btu/Lb) 2104523

Requerimiento de Área (Pie2) 2506,82Numero de intercambiadores 16

SumarioInterior h Exterior

1229 Btu/(h) (pie2) ( ºF) 304/181 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Uc calculado = 173 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Ud =150 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Rd =0,000870382 (h) (pie2) (ºF)/Btu

Balance de masa

Lado tubo Lado CorazaIn Out In Out

Masa(Lb/h) 417513 417513 224483 224483Masa(kg/s) 52,72 52,72 28,34 28,34Calor (Btu/lb) 2104523 2104523

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DISEÑO DEL TANQUE


Tanque Flash D-101 HorizontalTemperatura (ºC) 28

Presión(bar) 3.5Volumen(m3) 80Longitud(ft) 30.8Diámetro(ft) 10.3

Balance de masa

In OutMasa(lb/h) 3591720 3591720Masa(Kg/s) 453.5 453.5Flujo de volumen(m3/min) 49.60 49.60

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DISEÑO CONCEPTUAL DEL TANQUE ALMACENAMIENTO


Tanque Flash D-101 HorizontalTemperatura (ºC) 28

Presión(bar) 3.5Volumen(m3) 248Longitud(ft) 9.5Diámetro(ft) 28.5

Balance de masa

Masa(lb/h) 3591720Masa(Kg/s) 453.5Flujo de volumen(m/min) 49.6

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DISEÑO DE LA TORRE DE ENFRIAMIENTO

Resumen

REQUERIMIENTOS TECNICOS DEL EQUIPOFlujo de liquido (Kg/s) 468Flujo de gas (Kg/s) 376Altura de transferencia (m) 10Ancho y largo (m) 10Tipo d empaque Lamina corrugada

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DISEÑO DE LAS TUBERÍAS Y ACCESORIOS OTROS.

Para fines de capacidad de diseño de tuberías, la planta se ha divido en 2 procesos iguales que funcionan en paralelo, simultáneamente y con las mismas condiciones.Esto hace que los flujos de los fluidos de proceso calculados anteriormente, se reduzcan a la mitad por cada proceso.Entonces estos flujos nuevos son:

TABLA DE ESPECIFICACION DE DISEÑO DE LAS TUBERIAS

En base a los cálculos y resultados obtenidos anteriormente tenemos:

Tabla de Especificaciones de diseño de las tuberíasN°

LINEA CAUDAL(m3/s)

D aprox(pulg)

MATERIAL CÉDULANº

ESPESOR DE TUBERÍA

(pulg)

ESPESOR DE

AISLANTE(cm)

1 0.15 14.0 Acero Inoxidable 316 30 0.750 2.032 0.12 12.0 Acero Inoxidable 316 30 0.660 No aplica3 1.70 18.0 Acero al carbono 20 0.750 0.724 26.90 24.0 Acero al carbono 20 0.750 No aplica5 0.41 14.0 Acero al carbono 30 0.750 No aplica6 0.41 14.0 Acero al carbono 30 0.750 No aplica7 0.41 22.0 Acero al carbono 20 0.750 No aplica8 3.75 22.0 Acero inoxidable 304 20 0.750 No aplica9 4.12 16.0 Acero inoxidable 304 30 0.750 No aplica

10 4.12 16.0 Acero inoxidable 304 30 0.750 No aplica11 0.02 4.0 Acero inoxidable 304 80 0.474 No aplica12 0.02 6.0 Acero inoxidable 304 80 0.864 No aplica13

-No

aplicaNo aplica No

aplicaNo aplica No aplica

14-

No aplica

No aplica No aplica

No aplica No aplica

15 1.20 22.0 Acero al carbono 20 0.750 No aplica

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DIAGRAMA DE TUBERIAS E INSTRUMENTACIÓN P&ID

Mediante la instrumentación se buscan controlar el proceso de forma automática:

LOOP 1:

Estrategia de control: cascada

Variable manipulada: caudal del reservorio

Variable controlada esclavo: presión entrada de la Turbina

Variable controlada principal: rpm del rotor (tacómetro)

Control: se busca controlar la producción de electricidad por medio del caudal del fluido geotermal, de tal manera de manipular todos los picos y caídas de consumo eléctrico durante un día normal. Además, la variación de la presión del vapor que ingresa a la turbina contribuye a señalar el bajo o alto caudal que está recibiendo la turbina, por tanto varia la generación de corriente eléctrica, por lo que será manipulada abriendo o cerrando gradualmente la válvula de entrada del fluido geotermal a el intercambiador de calor.

LOOP 2:

Estrategia de control: cascada

Variable manipulada: flujo de i-C4, entrada de turbina

Variable controlada esclavo: temperatura i-C4, salida del condensador

Variable controlada principal: nivel del drump

Control: se busca controlar el nivel del drump de tal manera de asegurar el buen funcionamiento de la bomba, caídas de nivel son resultado de la elevada temperatura del i-C4 en la salida del condensador. Mientras que el incremento de nivel en el drump, es resultado de baja temperatura del condensado i-C4, lo que requiere descarga condensado abriendo la válvula de entrada fluido del i-c4 a la turbina, asegurando un determinado flujo a la turbina.

LOOP 3:

Estrategia de control: feedback

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Variable manipulada: rpm ventilador, torre de enfriamiento

Variable controlada: temperatura i-C4, salida del condensador

Control: permite mejora en intercambio de calor en el condensador, proporcionando agua de enfriamiento con su temperatura indicada, para lo cual se modifica la velocidad de rotación del ventilador, para obtener agua de enfriamiento a una temperatura baja.

LOOP 4:


Variable manipulada: flujo agua enfriamiento hacia el condensador

Variable controlada: nivel de poza de recepción de agua de enfriamiento

Control: control de nivel de poza de recepción de agua de enfriamiento con la descarga de la bomba.

LOOP 5:


Variable manipulada: agua de enfriamiento - reposición

Variable controlada: flujo d agua de enfriamiento de la torre de refrigeración.

Control: control de agua de reposición del agua de enfriamiento, línea intermitente en la cual la bomba dosificará agua con su acción On/off.

LOOP 6:


Variable manipulada: vapor del drump

Variable controlada: Presión en el drump

Control: control de la presión del drump, abriendo o cerrando la válvula de salida de gases. La válvula es de tipo on/off, y se accionara ante un apreciable incremento de presión. Línea intermitente.

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ANÁLISIS DE SEGURIDAD

SISTEMA DE ALARMAS

Alarmas para el control del proceso, éstas tienden a actuar cuando la variable excede al valor fijado.

- Alarma de bajo nivel (LAL) en el drump E-8, alerta al operario cuando el nivel del condensado está por debajo de su valor mínimo, de tal manera de asegurar un buen funcionamiento de la bomba.

- Alarma de baja presión (LAP) en la entrada de la turbina, alerta al operario cuando la turbina está recibiendo vapor a baja presión, de tal manera de evitar la condensación del vapor en la turbina.

- Alarma de bajo nivel (LAL) en la poza de la torre de enfriamiento, alerta al operario cuando el nivel del condensado está por debajo de su valor mínimo, para evitar cavitaciones en la bomba.

- Se usa interlocks de tal manera que inicien una respuesta ante la detección de un proceso riesgoso. Reconoce una señal de peligro, respondiendo apropiadamente. Consiste en reconocer señales fuera de las condiciones limites del proceso, de tal manera de regresa al elemento final de control a su estado normal, seguro.

- En caso que el control automático falle, se podrá controlar el sistema manualmente, es por ello que se instala válvulas de seguridad manuales en serie y paralelo junto a las válvulas automáticas, en el cual el operador será capacitado para su uso.

- Se ha instalado un juego de válvulas, normalmente cerradas, en el drump de tal manera de tener un ingreso de fluido secundario al sistema, sea el caso de mantenimiento o para parada de planta.

- Se ha instalado una línea intermitente para salida de gases en drump, de tal manera de evitar sobrepresiones en el drump.

- El uso de Hand Swith (HS) en las bombas, permite que se pueda parar manualmente el proceso ante cualquier alarma presente, que pueda poner en peligro a todo los alrededores.

[ ] 2013- I

*DIAGRAMA DE TUBERIAS E INSTRUMENTACIÓN - P&ID

[ ] 2013- I

EVALUACION ECONOMICA

COSTEO DE INVERSION TOTAL

Con los datos obtenidos en la sección anterior, sobre dimensiones y condiciones de operación, se evalúan los costos del equipo mostrados

COSTO DE EQUIPOSEQUIPOS CANTIDAD COSTO COSTO TOTALEVAPORADOR 24 $ 805.536,00 $ 19.332.864,00BOMBA DE SERVICIO 10 $ 69.853,00 $ 698.530,00BOMBA DE PROCESO 6 $ 26.950,00 $161.700,00TURBINA 4 $ 645.114,00 $ 2.580.456,00GENERADORES ELECTRICOS 4 $4.191.446,00 $ 16.765.784,00TANQUE DE ALMACENAMIENTO 5 $ 39.009,00 $ 195.045,00CONDENSADOR 20 $ 100.565,00 $ 2.011.300,00TANQUE DE CONDENSADOS 6 $ 49.932,00 $ 299.592,00TORRE DE ENFRIAMIENTO 16 $ 682.285,00 $ 10.916.560,00COSTO TOTAL $ 52.961.831,00

COSTOS DIRECTOS

COSTOS DIRECTOSCompra y entrega de equipos $ 52.961.831,00Instalacion de equipos $ 24.892.060,57Isobutano $ 316.800,00Instrumentacion y control instalado) $ 19.066.259,16

PREPARACION DE TERRENO, EDIFICACIONES, ALMACENAMIENTO,

INSTALACIONES AUXILIARES, TUBERIAS

$ 21.184.732,40

COSTO DIRECTO TOTAL $ 118.421.683,13

iCOSTOS INDIRECTOS

COSTOS INDIRECTOSIngenieria y supervicion $ 17.477.404,23Gastos en construccion $ 21.714.350,71Gastos legales $ 2.118.473,24Pago contratista $ 11.651.602,82Contingencia $ 23.303.205,64COSTO INDIRECTO TOTAL $ 76.265.036,64

[ ] 2013- I

INVERSION TOTAL

INVERSION TOTALInversion en capital fijo $ 194.686.719,77

Capital de trabajo $ 9.734.335,99COSTO DE INVERSION TOTAL $ 204.421.055,76

COSTEO DE PRODUCCION

Costeo de mano de obraOperación de la planta y turno de operadores

COSTEO DE MANO DE OBRAPLANTA OPERA Horas/dia Dias/semana Semana/año Horas/año

24 7 52 8736

1 OPERADOR TRABAJA Horas/turno Turno/semana Semana/año Horas/año6 5 48 1440

N= Horas alaño que la plantaoperaHorasque trabajaun operador por año

=87361920

=6.07

OPERADORES OPERADORES/TURNO OPERADORES/AÑO6,07 4 24

PAGO MENSUAL A LOS OPERADORES OPERADORES/AÑO MANO DE OBRA OPERATIRVA/AÑO

$ 2.500,00 24 $ 720.000,00

Costos directos de produccion

COSTOS DIRECTOS DE PRODUCCIONMano de obra operativa $ 720.000,00Supervicion de mano de obra y trabajo de oficina

$ 72.000,00

Servicios $ 1.531.914,89Suministro de operativos $ 72.000,00Mantenimiento y reparaciones $ 3.893.734,40TOTAL DE COSTOS DIRECTOS DE PRODUCCION $ 6.289.649,29

[ ] 2013- I

Cargos fijoCARGOS FIJO

impuestos locales $ 1.946.867,20depreciación $ 5.931.725,07seguro $ 778.746,88TOTAL DE CARGOS FIJOS $ 8.657.339,15

Gastos generales

GASTOS GENERALEScostos administrativos $ 108.000,00gasto de investigacion y desarrollo $ 306.382,98TOTAL DE GASTOS GENERALES $ 414.382,98

Gastos totales

GASTOS TOTALESTOTAL DE COSTOS DIRECTOS DE PRODUCCION

$ 6.289.649,29

TOTAL DE CARGOS FIJOS $ 8.657.339,15TOTAL DE GASTOS GENERALES $ 414.382,98COSTO TOTAL DE PRODUCCION $ 15.319.148,94

INGRESOSPRECIO DE VENTA$/Kw-H PRODUC EN

KwVENTA$/HORA VENTA$/AÑO

0,05 29000 $ 1.450,00 $ 12.702.000

RETORNO SOBRE LA INVERSIONESTADO DE GANANCIAS Y PERDIDAS

INGRESOS $ 12.702.000,00COSTOS DE VENTAS $ 14.947.437,24UTILIDAD BRUTA $ -2.245.437,24GASTOS GENERALES $ 414.382,98UTILIDAD DE OPERACIÓN $ -2.659.820,22IMPUESTOS $ -UTILIDAD NETA $ -2.659.820,22

INVERSION $ 204.434.915,76

FINALMENTE SE CALCULA EL ROI

ROI=Utilidad netaInversion

ROI=-1.30%

[ ] 2013- I

OPORTUNIDADES DE OPTIMIZACIÓNCOSTOS TOTALESSegún los costos hallados nos damos cuenta que el mayor costo se encuentra en el costo de equipos, el costo del agua geotermal, y el costo del isobutano entonces haremos un análisis cualitativo del agua geotermal, el isobutano y el costo de equipos

Agua de ProcesoEl agua de proceso se relaciona directamente con el calor entregado es decir:

Q=m×(h¿−hout)

Esto nos da a entender que mientras la masa de agua geotermal sea mayor el costo será mayor. Entonces al tener una mayor diferencia de entalpias el costo de agua geotermal será menor:

↑∆h≠↓CostoCondiciones:- La temperatura del agua es 230 ºC siendo esta agua líquida (No nos especifican si es líquida comprimida o liquida saturada)- La temperatura de salida del agua es 38 ºC siendo esta liquida.- La mínima presión que se puede tener es la presión de saturación es decir 485 psia a 230 ºC (464ºF) ,si la presión disminuye demasiado de este valor se genera una mezcla liquido vapor lo no deseamos para nuestro proceso-Entonces evaluando la gráfica P-h del agua (ver figura agua P-h)

Presión 2000 psia hin=446.84 Btu/Lb hout=73.30 Btu/lb∆h= 373.54 Btu/lb

Presión 1500 psiahin=446.72 Btu/Lb hout=71.98 Btu/lb∆h= 374.74 Btu/lb



Presión 485 psia(saturacion)hin=446.048 Btu/Lb hout=70 Btu/lb∆h= 376.1 Btu/lb

Con los datos encontrados podemos esbozar un gráfico de costo con variación de presiones

P(psia)

Cost

o($)

A medida que la diferencia de entalpias disminuye, la masa geotermal aumenta y por lo tanto el costo aumenta

Por otro lado a una presión elevada la diferencia de entalpias es menor por lo cual a una presión elevada el costo de materia es mayor

[ ] 2013- I

Figura costo de agua geotermalCosto del IsobutanoSegún el grafico P-h del isobutano tenemos que a medida que la presión aumenta la diferencia de entalpias aumenta generando asi un coste menor de materia prima:

m×∆h=Q↑∆h≠↓m

↑∆h≠↑P ↑P≠↓m↑P≠↓Costo

Costo IsobutanoP(psia)

Cost

o($)

Tamaño de equiposA medida que trabajos a presión elevadas nuestros equipos salen sobredimensionados el cual generaría costos elevados de inversión

Intercambiadores de calorPara saber cómo afecta en el costo del equipo, debemos evaluar la ecuación de diseño

m×∆h=U × A×LMTD×F

Donde el U, LMTD,F son constantes ; entonces el área de transferencia va depender de la masa de trabajo.

a. Para el caso agua geotermal. m×∆h=A×k↑∆h≠↓m

↑∆h≠↓P ↓P≠↓ A↓P≠↓Costo

Una menor área de transferencia nos va a dar intercambiadores con menor costo

b. Para el caso del i-butano A media que nuestra presión aumenta nuestra diferencia de entalpias aumenta (ver grafica P-h), por lo cual la potencia generada es mayor.

De la misma manera que el agua geotermal al tener una menor cantidad de masa de fluido de trabajo los equipos serán en menor tamaño, por otro lado en el costo del fluido de trabajo también disminuye

[ ] 2013- I

Entonces tenemos:

Costo Agua Geotermal Costo IsobutanoCosto Optimo

P(psia)

Cost

o($)

Figura Costo intercambiadores

Como se observa en la figura; la linea verde nos indica una variación del costo optimo, hay un presión optima de trabajo que genera un costo optimo donde el costo de agua geotermal y costo de isobutano serán iguales o equivalentes

Bombas:Las bombas se basan en el cambio de presión, un cambio de presión alto genera mayor uso de energía.; por lo tanto una mayor cantidad de bombas o bombas más grandes es decir:

↑∆ P≠↑costoPor otro lado al elevar la presión este genera un menor uso de fluido de trabajo ya que su entalpia disminuye por lo tanto el costo de fluido disminuye

m×∆h=Q↑∆h≠↓m

↑∆h≠↑P ↑P≠↓m↑∆ P≠↓Costo

Costo equipo Costo IsobutanoP(psia)

Cost

o($) La línea roja nos da el costo total:

Costo equipo+ costo fluidoEntonces hay una presión óptima para tener un costo optimo

Figura de costo de bombas

TurbinaEl compresor es la fuente que nos proporcionar la energía necesaria; entonces tenemos que evaluar la potencia generad con respecto a la presión

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a. Equipo : si tenemos una gran cantidad de potencia entonces tendremos equipos grandes lo cual significa costos elevados

↑ HP≠↑Costo equipos↑ HP≠↑∆h ↑∆h≠↑P

Por lo tanto:↑costo equipos≠↑ P

b. Fluido de trabajo: Si tenemos una diferencia de entalpia elevada nuestro fluido de trabajo disminuye para una misma potencia entregada.

↑∆h≠↓m

↑∆h≠↑P ↑P≠↓m

Por lo tanto:↓costo isobutano≠↑ P

Costo equipo Costo Isobutano

P(psia)

Cost

o($) La línea roja nos da el

costo total:Costo equipo+ costo fluidoEntonces hay una presión óptima para tener un costo optimo

Figura costo de turbina

Por lo cual el coso de inversión se dará de la siguiente forma:

COSTO BOMBA COSTO ISOBUTANO COSTO AGUA

COSTO INTERCAMBIADOR COSTO TURBINA

P(psia)

Cost

o($)

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Figura de costos totales

COSTO DE RECUPERACIONEl costo de recuperación se va a dar con la cantidad de potencia producida a mayor cantidad de potencia producida mayor será nuestra entrada de ingresos

HP=m×∆hSi aumentamos un flujo de masa constate entonces al aumentar la diferencia de entalpias del fluido de trabajo nuestra potencia es mayor

↑∆h≠↑HP↑∆h≠↑P ↑ HP≠↑P

Por lo tanto↑ Ingreso≠↑ P

Por lo cual tenemos

INGRESOS COSTOS OPTIMO

P(psia)

$

Figura de optimización

En la línea verde podemos observar el supuesto comportamiento del costo óptimo.Para obtener el menor costo debemos encontrar una presión optima; punto mínimo de trabajo siendo esta Poptima de trabajo.Esta generara un costo minimo optmio de trabajo.

OPTIMIZACIONEn el modelo de optimización la función objetivo será el costo de producción de la energía, la cual será minimizada variando las presiones a la cual se realiza la evaporación del isobutano, teniendo en cuanta las restricciones operacionales del proceso, las cuales incluyen las temperaturas de entrada del geofluido y del agua de enfriamiento.En el análisis anterior se llevó la presión a 2000 Psia, el cual nos basamos en la información obtenida en el GPSA sobre la máxima presión del fluido que puede recibir una turbina, sin embargo esta elevada presión se ve reflejada en un alto costo de operación y de inversión, debido a que la elevada presión del influido de trabajo influye en el diseño del evaporador en cual requiere de más geofluido, y por su elevado costo de este incrementa el costo de operación, además de equipos de mayor dimensión. La bomba también es exigía para mayores capacidades de operación y dimensión. Es por ello que se decidió reducir la presión de trabajo y variar el diseño de equipos los cuales analizaremos teniendo como referencia el ROI, se decidió bajar la presión hasta 600 Psia de los cuales obtuvimos el siguiente resultado

PRESION (Psia) 2000 600ROI -5% -1.3%

Por ellos se decidió realizar el cambio y bajar la presión hasta 600Psia. Y presentar los cálculos respectivos

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[ ] 2013- I

DISTRIBUCION DE LA PLANTA

ANALISIS DE DISTRIBUCION DE PLANTAA partir de los valores obtenidos en el GAP Guidelines para el “Oíl and chemical plant layout and spacing” de las paginas 3, 4 y 5 obtenemos las distancias mínimas de separación entre equipos desarrollamos el siguiente cuadro y asignamos ponderaciones del 0 al 5 y desarrollamos el siguiente cuadro:

Código Relación de proximidad NumeraciónA absolutamente necesaria 5E Especialmente importante 4I Importante 3O Importancia ordinaria 2U No importante 1X Indeseable -----

Con estos datos tenemos las siguientes relaciones entre equipos:

Evap

orad

or

Turb

ina

Cond

ensa

dor

Tanq

ue d

e co

nden

sado

s

Bom

bas

Torr

e de

enf

riam

ient

o

Ofic

ina

Esta

ción

de

dist

ribuc

ión

Trat

amie

nto

de a

gua

Turbina Y Generadores ACondensador X ATanque de condensados X U ABombas U U I ATorre de enfriamiento X U I U AOficinas X X U U U UEstación de distribución U O U U U X UTratamiento de agua U U U U U A U U

Con los datos de la tabla construida, se desarrolla una propuesta de distribución para la planta del cual se muestra a continuación:

[ ] 2013- I

A partir de nuestra propuesta obtenemos nuestra distribución de planta propuesta

[ ] 2013- I

DISTRIBUCION PROPUESTA

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ANEXO DATA SHEETDATA SHEET TURBINA

TURBINA

NUM

PROYECTO N°: 0001SERVICIO: TORRE DE ENFRIAMIENTOSITUACION: BORATERAS Y CAMPOS CALIENTES

FECHA: 30/06/2013HOJA: 1 de 1

DISEÑO POR FABRICANTE1 Numero de turbinas 4

2 Potencia real entregada en la operación (HP) 43187

3 Potencia real entregada en la operación (MW) 32.2

4 Eficiencia de turbina de 15 000 hp 72%

5 Velocidad de la turbina (RPM) 5000

6 Diámetro de entrada(in) 12

7 Diámetro de salida(in) 28

8 Etapas 1

9 Relación de presión 1210 N° de turbinas 811 Velocidad de entrada a la turbina (ft/s) 15012 Velocidad de salida de la turbina (ft/s) 45013141516 ESPECIFICACIONES DE LA TURBINA17 Material Acero al carbono18 Presión de entrada del i-C4(Psia) 600

19 Presión de salida del i- C4(Psia) 50

20 Temperatura de entrada del i-C4(ºC) 149

21 Temperatura de salida del i-C4(ºC) 38

22 Longitud(m) 12

23 Ancho(m) 4

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DATA SHEET CONDENSADOR

Documento Número Página 1-2HOJAS DE ESPECIFICACIONES DE INTERCAMBIADORES DE CALOR

Cliente: Grupo 8 Planta: Produccion de enerfia geotérmica

Dirección:Localización de la planta: UNI

Servicio:

Condensamiento de corriente gaseosa de 38 º C a 28 ºC Fecha: 02/08/2013

Denominacion Condensador Tipo Horizontal Conectado Paralelo

Sup./Unidad (Tot./Ef.) m2 10 m2 N equipos 16

PERFORMANCE DE LA UNIDAD

Colocación del fluido Lado de coraza Lado de tubos

Nombre del fluido Isobutano Agua enfriamiento

Cantidad total kg/s Entrada Salida Entrada Salida

Líquido 28,34 28,34 52,72 52,72

Vapor - - - -

Densidad (entrada/salida) kg/m3 528,38 133,49 996,36 994,63

Viscosidad líquido mPa-s 2,32E-05 -6,34E-

04 5,97E-04

Calor específico líquido kJ/kg-°C 2,544 - 4,22 4,22

Conductividad térmica líquido 9,45E-02 -5,96E-

01 6,03E-01

Peso molecular vapor (entrada/salida) 58 58 16 16

Viscosidad vapor mPa-s - 1,05E-05 - -

Calor específico vapor - 3,866 - -

Conductividad térmica vapor W/m-°C - 1,73E-03 - -

Temperatura (entrada/salida) ºC 28 149 18 23

Presión de operación kPa 3,5 3,5 3,5 3,5

Velocidad m/s 12,5 49,5 12,3 12,3

Pérdida de presión kpa 38,52 58,35

Coeficiente de transferenciaW/m2.ºC 2126,0 525,3Resistencia de ensuciamiento m2-°C/Wº

0,002559822 Error 38%

Calor intercambiado Kw 9997,6 LMTD ºC 10Coeficiente de transmisión, Servicio W/m2.ºC 852 Limpio 1383

CONSTRUCCIÓN DE UNA CORAZA

Coraza Tubos

Nº de pasos 2 4

TubosDE mm 19,05 Espesor mm 2,49

Longitud m 3,6576 Pitch mm 25,4N tubos 556 Material Acero inoxidable AISI-304

CorazaLongitud m 4,57 Altura de Barrera m -Diamtero interno mm

736,6Diamtero externo mm 739,8

Baffles-transversalesTipo Horizontales %Corte 75

N bafles 17 Espaciado mm 203,2

Baffles-longitudinales N de bafles 1

Cabezal Tipo flotante EnvolventeEnvolvente de un solo paso

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Peso/Coraza Llena de agua Kg 620,2

Observaciones

DATA SHEET EVAPORADORDocumento Número Página 1-2

HOJAS DE ESPECIFICACIONES DE INTERCAMBIADORES DE CALOR

Cliente: Grupo 8 Planta: Produccion de enerfia geotérmica

Dirección:

Localización UNI

Servicio: Calentamiento de corriente supercrítica de 28 º C a 150 ºC Fecha: 02/08/2013

Denominacion Condensador Tipo Horizontal conectado Paralelo

Sup./Unidad 10 m2 N equipos 16

PERFORMANCE DE LA UNIDAD

Colocación del fluido Lado de coraza Lado de tubos

Nombre del fluido Isobutano Agua Termal

Cantidad total kg/s Entrada Salida Entrada Salida

Líquido 22,68 - 11,64 11,64

Vapor - 22,68 - -

Densidad (entrada/salida) kg/m3 528,38 133,49 814,34 988,87

Viscosidad líquido mPa-s 2,32E-05 - 1,35E-04 5,03E-04

Calor específico líquido kJ/kg-°C 2,544 - 4,78 4,21

Conductividad térmica líquido 9,45E-02 - 6,31E-01 6,23E-01

Peso molecular vapor (entrada/salida) 58 58 16 16

Viscosidad vapor mPa-s - 1,05E-05 - -

Calor específico vapor - 3,866 - -

Conductividad térmica vapor W/m-°C - 1,73E-03 - -

Temperatura (entrada/salida) ºC 28 149 240 38

Presión de operación kPa 40,8 40,8 40,8 40,8Velocidad m/s 8,95 35,41 2,98 2,45

Pérdida de presión kpa despreciable 37,64

Coeficiente de transferenciaW/m2.ºC 1057,9 1398,8

Resistencia de ensuciamiento m2-°C/Wº 0,000461 Error 16%

Calor intercambiado Kw 9997,6 LMTD ºc 19

Coeficiente de transmisión, W/m2.ºC 1703 Limpio 1977

CONSTRUCCIÓN DE UNA CORAZA

Coraza Tubos

Nº de pasos 2 6

Tubos

DE mm 19,05 Espesor mm 3,30

Longitud m 4,8768 Pitch mm 25,4

N tubos 864 Material Acero inoxidable AISI-304

CorazaLongitud m 5,79 Altura de Barrera m 964,39

Diamtero interno mm1334,9

Diamtero externo mm 1338,1

Baffles-transversalesTipo Horizontales %Corte 75

N bafles 47 Espaciado mm 101,6

Baffles-longitudinales N de bafles 2

Cabezal Flotante Envolvente Envolvente de un solo

[ ] 2013- I

pasoPeso/Coraza Llena de agua

Observaciones

DATA SHEET BOMBAS

BOMBA

NU

M

PROYECTO N°: 0001 FECHA: 28/07/2013

SERVICIO: BOMBATIPO: CENTRÍFUGA RADIAL

MULTIETAPASITUACIÓN: BORATERAS Y CAMPOS CALIENTES HOJA: 1 de 1

1 FLUIDO ISOBUTANO2 DENSIDAD DEL FLUIDO (KG/M3) 5493 FLUJO MÁSICO (KG/SEG) 1134 FLUJO VOLUMÉTRICO (M3/SEG) 0.215 FLUJO VOLUMÉTRICO (GPM) 31006 PRESIÓN SUCCIÓN (BAR) 3.57 PRESIÓN DESCARGA (BAR) 40.88 PRESIÓN DE VAPOR (BAR) 49 TEMPERATURA DEL FLUIDO (°C) 38

10 HEAD (M) 702.1211 Presión requerida (W) 780904.412 Presión requerida (HP) 1048.213 NPSH REQUERIDO (m) 0.714 15 ARREGLOS1617 NUMERO DE TRENES 418 NUMERO DE BOMBAS / TREN 119 ARREGLO DE BOMBAS PARALELO2021 ESPECIFICACIONES DE LA BOMBA:2223 BOMBA DE SECCION DE ANILLOS DE ETAPAS MULTIPLES DE ALTA PRESION24 FABRICADO POR: GOULDS PUMPS25 MATERIAL ACERO AL CARBONO

26 CAPACIDAD POR BOMBA ( GPM ) 3000 (680 m3/h)27 HEAD (M) 1000 (3300 ft)28 TEMPERATURA (°C) 204 ( 400°F)29 PRESIÓN (PSIG) 1650 (114 Bar)30 FRECUENCIA 60 HZ31 DIAMETRO DE DESCARGA 6"32 DIAMETRO DE SUCCION 8"33 DIAMETRO DEL IMPULSOR 13"

[ ] 2013- I

DATA SHEET TORRE DE ENFRIAMIENTO

TORRE DE ENFRIAMIENTO DE TIRO INDUCIDO

NUM

PROYECTO N°: 0001SERVICIO: TORRE DE ENFRIAMIENTOSITUACION: BORATERAS Y CAMPOS CALIENTES

FECHA: 30/06/2013TIPO: FLUJO CONTRACORREINTEHOJA: 1 de 2

DISEÑO POR FABRICANTE1 Flujo de agua (m3/H) 17002 Capacidad de enfriamiento (Kcal/H) 1.5x107

3 Presion de agua (x104 Pa) 104 Peso neto (Ton) 29.345 Ruido (dB) 72.56 Flujo de aire (m3/H) 14007 N° de ventiladores por celda 18 Diámetro del ventilador (m) 69 Potencia del motor (Kw) 55

10 Velocidad del motor (rpm) 16511 Largo (m) 10.512 Ancho (m) 10.513 Altura (m) 1014 Valor de L/G 1.2515 N° de entradas de agua por celda 116 Diámetro nominal entradas de agua (m) 0.517 Altura entrada de aire (m) 2.1181920212223242526272829

[ ] 2013- I

DATA SHEET TANQUE DE ALMACENAMIENTO

TANQUE DE ALMACENAMIENTONUM

PROYECTO N°: 0001EQUIPO : TANQUE DE ALMACENAMIENTOSITUACION: BORATERAS Y CAMPOS CALIENTES

FECHA: 30/06/2013TIPO: HORIZONTAL CON CABEZAL

ELIPSOIDALHOJA: 1 de 1

DISEÑO POR FABRICANTEDIMENSIONES DEL EQUIPO

1 VOLUMEN(m3) 602 NUMERO DE TANQUES 53 DIAMETRO(m) 34 LONGITUD(m) 95 ESPESOR DE PARED/Concha Cilindrica (mm) 13.96 ESPESOR DE PARED/Cabezal Eliptico (mm) 8.17 ALTURA DEL CABEZAL(m) 0.7

ESPECIFICACIONES DEL EQUIPO9 MATERIAL DE SECCION CILINDRICA Acero al carbono/ Grado 55

10 MATERIAL DEL CABEZAL HEMISFERICO Acero al carbono/ Grado ICONDICIONES DE OPERACION

11 RANGO DE TEMPERATURA DE OPERACIÓN(ºC) 28-3812 PRESION DE OPERACIÓN(Bar) 3.513 CAUDAL DE ISOBUTANO(m3/s) 0.8314 CAUDAL DE ISOBUTANO(m3/min) 49.615 TIEMPO DE RESIDENCIA(min) 5.00

[ ] 2013- I

DATA SHEET TANQUE PULMON

TANQUENUM

PROYECTO N°: 0001EQUIPO : TANQUESITUACION: BORATERAS Y CAMPOS CALIENTES

FECHA: 30/06/2013TIPO: HORIZONTAL CON CABEZAL

HEMISFÉRICOHOJA: 1 de 1

DISEÑO POR FABRICANTEDIMENSIONES DEL EQUIPO

1 VOLUMEN(m3) 802 NUMERO DE TANQUES 63 DIAMETRO(m) 34 LONGITUD(m) 105 ESPESOR DE PARED/Concha Cilindrica (mm) 14.16 ESPESOR DE PARED/Cabezal Hemisférico (mm) 8.57 RADIO DEL CABEZAL(m) 1.6

ESPECIFICACIONES DEL EQUIPO9 MATERIAL DE SECCION CILINDRICA Acero al carbono/ Grado 55

10 MATERIAL DEL CABEZAL HEMISFERICO Acero al carbono/ Grado ICONDICIONES DE OPERACION

11 RANGO DE TEMPERATURA DE OPERACIÓN(ºC) 28-3812 PRESION DE OPERACIÓN(Bar) 3.513 CAUDAL DE ISOBUTANO(m3/s) 0.8314 CAUDAL DE ISOBUTANO(m3/min) 49.615 TIEMPO DE RESIDENCIA(min) 8.33

[ ] 2013- I

APÉNDICE BOMBAS

Diseño de bombasBalance energía del líquido que entra a la bomba E-1 por una toma de succión 2 y que sale de la bomba por una descarga 3. Aplicando la ecuación de Bernoulli entre los puntos de succión y descarga. Se tiene:

H=P3ρg

−P2ρg

+Z3−Z2+αμ32

2g−α

μ22

2 g+∆h3−2

Consideraciones en el balance:

- La única fricción que existe es la que se produce en el interior de la bomba y esta se incluye en el rendimiento de la misma, por tanto se puede despreciar el término de h3-2 =0

- La diferencia de altura entre la altura y salida de la bomba Z3-Z2, suele ser muy pequeña o igual a cero y puede ser elimina de la ecuación Z= 0.

- Se está considerando que las tuberías de succión y descarga son del mismo tamaño, por lo que las cargas correspondientes a la velocidad de cancelan, sin embargo en general la tubería de succión es mayor que la de descarga.

H=P3ρg

−P2ρg

Nota:Como los costos se relacionan con la potencia y los costos de operación son proporcionales a la potencia, éstas son las únicas ecuaciones necesarias para el diseño preliminar.

Y luego, calculando la potencia:

Prequerida=ρgQ HB

Datos para el diseño preliminar:

Para el diseño preliminar en la bomba del fluido secundario, se cuenta con los siguientes datos, con los cuales se ha hallado el Heat de la bomba (metros) y la potencia (HP) de la bomba. (S.I.)

Bomba L-101 Centrífuga radial multietapaFluido: Isobutano – líquido saturadoi-C4 Flujo volumétrico(m3/s) 0.21i-C4 Flujo volumétrico(GPM) 3100P Succión(bar) 3.5P descarga(bar) 40.8P vapor a T=38°C (Bar) 4.48Temperatura del fluido (°C) 38Eficiencia de la bomba 80%Head bomba(m) 702.12P requerido (HP) 1048.2

[ ] 2013- I

NPSH requerido (m) 0.2Potencia real de cada bomba(HP) 1310Nº bombas 4

POTENCIA TOTAL CONSUMIDA(HP) 4192.8El cálculo de NPSH, se determina de la siguiente manera:

N PSHACentrifuga= (Z1−Z2 )+P1−Pv

ρg−hf−

V 2

2g Fuente perry

Consideraciones:

- Para evitar problemas por cavitaciones, aseguramos el NPSH). Para lo cual se consideró que el tanque pulmón está lleno hasta una altura de 2.85m (9.35 ft). y el tanque esta elevado a 0.5m (1.64ft) sobre el nivel del piso. Resultando NPSH = 1.5 m (4.8ft)

Elección preliminar de las bombas de líquidosPara la selección se tiene en cuenta:- Las bombas de turbina o regenerativa, son más atractivas para las aplicaciones de alta

presión y flujo bajo. Sin embargo, ya que las bombas centrífugas radiales pueden efectuar el mismo servicio a un costo competitivo, podemos enfocarnos en el diseño con la seguridad de que las unidades regenerativas (turbinas) crearan un cambio despreciable en la economía del proceso.

- La bomba centrifuga, es el transportador más confiable, de trabajo pesado y económico.

Por lo tanto, el tipo de bomba que más se cerca es el centrifuga radial, entonces ese será el que escogeremos. (Ver anexo bomas)SELECCIÓN DE BOMBAS:

[ ] 2013- I

ESPECIFICACIONES DE LA BOMBA:BOMBA DE SECCION DE ANILLOS DE ETAPAS MULTIPLES DE ALTA PRESIONFABRICADO POR: GOULDS PUMPSMATERIAL ACERO AL CARBONOCAPACIDAD POR BOMBA ( GPM ) 3000 (680 m3/h)HEAD (M) 1000 (3300 ft)TEMPERATURA (°C) 204 ( 400°F)PRESIÓN (PSIG) 1650 (114 Bar)FRECUENCIA 60 HZDIAMETRO DE DESCARGA 6"DIAMETRO DE SUCCION 8"DIAMETRO DEL IMPULSOR 13"

Bombas en el mercado

Fuente: Pump Selection Guide / Gould Pumps/ section: Multistage/axial Flow/Double Suction/page 12

Costo de la bomba de proceso

Se tiene un conjunto de 16 evaporadores agrupados en trenes (04 evaporadores /tren). El flujo de 02 trenes de evaporadores se dirige a 03 tanques pulmón, para luego succionar el isobutano condensado mediante 02 bombas. Por lo que el flujo i-C4 requerido para el diseño de cada bomba es la cuarta parte del total.Se requieren: 1 bomba / tren de condensadores

COSTO BOMBAS = f ( m3/seg, tipo de bomba, material, temperatura)

Según la grafica de costo obtenemos

[ ] 2013- I

FUENTE: Aspen Icarus Process Evaluator 2002, User Guide, Apéndice B: Factores de corrección para el costo de equipos

Costo porbomba=10000 $bomba

Pero aplicando factores de corrección, para las siguientes consideraciones:

De la correccion de la grafica adjunta arriba(VER ANEXOS TABLAS DE CORRECCION)

- Material Acero inoxidable: Am :1.0…..Tabla B.3- Presión de diseño: Ap :2.1…..Tabla B.4- Temperatura de diseño 300 ºC: At : 1.0…..Tabla B.5

Costo BOMBA=AT× AM× Ap×Precio$

bomba

Costo BOMBA=1×1×2.1×10000 $bomba

Costo BOMBA=21000 $bomba

Ahora calculamos el costo de intercambiador hacia el año 2009

Tenemos el precio para el año 2002 con índices de costo lo pasamos al año actual (2013)

I jI k

=IND j

INDk

Ahora, cambiamos el costo del intercambiador hacia un año actual (2009)

[ ] 2013- I

Indice(2009) =897.3; Indice(2002) = 699.2 Calculando

(Costo bomba)2009=( 897.3699.2 ) (21000$ )

(Costo bomba)2009=26950$

intercambiador

ResumenEvaporador

Costo / bomba 26950Numero de bomba 4

Costo de bombas torre de enfriamiento

Por arreglo de trenes: 1 bombas / tren de torres de enfriamientoCosto de bomba:

FUENTE: Aspen Icarus Process Evaluator 2002, User Guide, Apéndice B: Factores de corrección para el costo de equipos

Costo por bomba=100800 $bomba


De la correccion de la grafica adjunta arriba(VER ANEXOS TABLAS DE CORRECCION)- Material Acero inoxidable: Am :2.4…..Tabla B.3- Presión de diseño: Ap :2.1…..Tabla B.4- Temperatura de diseño 300 ºC: At : 1.0…..Tabla B.5

[ ] 2013- I

Costo BOMBA=AT× AM× Ap×Precio$

bomba

Costo BOMBA=1×2.4×2.1×10800 $bomba

Costo BOMBA=54432 $bomba

Ahora calculamos el costo de intercambiador hacia el año 2009Tenemos el precio para el año 2002 con índices de costo lo pasamos al año actual (2013)

I jI k

=IND j

INDk


Indice(2009) =897.3; Indice(2002) = 699.2 Calculando

(Costo bomba)2009=( 897.3699.2 ) (54432$ )

(Costo bomba)2009=69853 $bomba

Resumen

EvaporadorCosto / bomba 69853Numero de bomba 8

Los costos, según las especificaciones dadas, se complementan con la siguiente gráfica:

[ ] 2013- I

APENDICE TURBINADiseño TurbinaDatos de la turbina

CONDICIONES DE OPERACIÓNFLUJO DE ISOBUTANO(lb/h) 3591720FLUJO DE ISOBUTANO(Kg/s) 453.5

Entrada salidaEntalpia(Btu/lb) 355 Entalpia(Btu/lb) 315Entalpia(KJ/Kg) 826 Entalpia(KJ/Kg) 733T(°F) 300 T(°F) 100P (psia) 600 P (psia) 50T (°C) 149 T (°C) 38P(bar) 41 P(bar) 3.5

m .∆ H=Potencia

(3591720 ) lbh. (355−315 ) Btu

Lb=143668800 BTU

h

POTENCIA GENERADADIFERENCIA DE ENTALPIA (BTU/lb) 40POTENCIA GENERADA POR EL i-C4(BTU/h) 143668800POTENCIA GENERADA POR EL i-C4(MW) 42.109POTENCIA GENERADA POR EL i-C4(Hp) 56523

Para turbinas de 15000 Hp se tiene:

N °turbinas de15000hp=56523hp15000hp

≈4

CANTIDAD DE TURBINASPOTENCIA DE TURBINA ESTANDAR (Hp) 15000CANTIDAD DE TURBINAS DE 15000 Hp 4POTENCIA TOTAL DE LAS TURBINAS DE 15000 Hp 60000POTENCIA TOTAL(Hp) 60000POTENCIA TOTAL (MW) 44.7

Consiguientemente calculamos la eficiencia para una turbina de 15000 HP, notar que hemos interpolado para una presión de entrada de 600Psia. Figura 15-13 del GPSA(ver Anexos Turbinas)

Eficiencia= 76.5 %

-Perdida de eficiencia en la turbina por estrangulación en la valvulaLuego, calculamos primero la pérdida de eficiencia, perdida en la turbina debido a la válvula, para ello calculamos la relación de presión:

[ ] 2013- I

Relaciónde presión=PentradaPsalida

=600 psia50 psia

=12

Según la gráfica de pérdida de eficiencia versus relación de presión, GPSA Data Book Figura 15-7(ver anexos turbina)

Eficiencia perdida = 3.5%

- Corrección de eficiencia por fluido de sobrecalentamientoTemperatura de sobrecalentamiento para T= 300°F:

Ts= 486 °F

300 ° F−486 ° F=186 ° F

Según la GPSA Data Book Figura 15-15(ver anexos)

Eficiencia = 99.9%

- Perdida de eficiencia por factor velocidad de turbina.

Las revoluciones de la turbina serán 5000 rpm (Según estándar del mercado)Siguiendo las reglas heurísticas del dedo pulgar la velocidad de entrada a una turbina es de

150fts

(Ver GPSA Data Book Figura 15-15(ver anexos))

factor decorrección de velocidad=0.975

Por último, sabemos que:

Pentragada=Pturbina∗Eficiencia

EFICIENCIARELACION DE PRESION (Pent/Psal) 12.0PORCENTAJE DE EFICIENCIA PERDIDA POR VALVULA 3.5%TEMPERATURA DE SOBRESATURACION(ºF) 486SOBRECALENTAMIENTO DE TEMPERATURA(ºF) 186PORCENTAJE DE EFICIENCIA PERDIDA POR SOBRECALENTAMIENTO 99.9%VELOCIDAD DE TURBINA(rpm) 5000PORCENTAJE DE EFICIENCIA PERDIDA POR VELOCIDAD 97.6%EFICIENCIA SEGÚN PRESION Y POTENCIA(15000 hp) 76.5%TOTAL EFICIENCIA(15000 hp) 72.0%

Por lo tanto:

[ ] 2013- I

Eficiencia total = 72.0 %Calculando la potencia real entregada:

POTENCIA REALPOTENCIA REAL(hp) POR CADA TURBINA DE 15000 hp 10796.8POTENCIA REAL ENTREGADA(HP) 43187.2POTENCIA REAL ENTREGADA(MW) 32.2

DIAMETRO DE ENTRADA Y SALIDACalculamos el diámetro de entrada

D=√ 0.051 xFρv=√ 0.051x 3591720 LbH8.33

Lbft3

x150fts

=12∈¿

Teniendo en cuanta la regla heurística del dedo pulgar la velocidad de salida será 450fts

el

diámetro de salida será:

D=√ 0.051 xFρv=√ 0.051x 3591720 LbH0.53

Lbft3

x 450fts

=28∈¿

NUMERO DE ETAPAS

Según la gráfica

Los indicadores están entre 1.85 y 2.15

El número de etapas estarán entre:

N etapas , i=1.85 x 40100

=0.74

N etapas , s=2.15 x40100

=0.86

FUENTE: GPSA, Data Book, Versión FPS, Volumes I & II, Sección 15, Figura 15-18, pág. 15-8

[ ] 2013- I

Por lo tanto el número de etapas es:N etapas=1

[ ] 2013- I

Costo Turbina

ESPECIFICACIONES DE DISEÑOFlujo del fluido de trabajo 3591720 lb/hPresión de entrada del i-C4 600 PsiaPresión de salida del i- C4 50 PsiaTemperatura de operación máxima 149 ºCNúmero de turbinas de 15 000 hp 4

Ahora, utilizamos la gráfica de costos para turbinas en función de la potencia, nos ubicamos en la recta para turbinas de gas, luego intersecamos nuestra nueva potencia:

FUENTE: Aspen Icarus Process Evaluator 2004.2, User Guide, Apéndice A: Costos de Equipos. Figura A6

Y tenemos:

Costo turbina≈300000$

turbina

Pero aplicando factores de corrección, para las siguientes consideraciones (VER ANEXOS TABLAS DE CORRECCION)

- Material : Acero al carbón AM= 1.0…(Tabla B.1)- Temperatura de diseño : 150 ºC AT=1.6…(Tabla B.5)

Entonces, el nuevo costo por turbina es:

[ ] 2013- I

Costoturbina≈ AT× AM×600000$

turbina≈ (1.0 )× (1.6 )×300000 $

turbina

→Costoturbina2002≈ 480000$

turbina

Ahora cambiamos el costo de la turbina hacia un año actual (2009), utilizando el método de índices de costo, para ello utilizamos como referencia los artículos de Chemical Engineering, para el año 2009:

Indice(2009) = 597.0 ; Indice(2002) = 444.2

Calculando:

(Costoturbina)2009=( Ind2009Ind2002 )(Costoturbina)2002

(Costo turbina)2009=( 597.0444.2 )(480000 $turbina )

(Costoturbina)2009=645115$

turbina

Resumen

TurbinaCosto / turbinar 645 1155 $Numero de turbina 4

[ ] 2013- I

APENDICE EVAPORADORDiseño del evaporadorSe toma las propiedades del balance de masa:

AGUA(1-2) ISOBUTANO(7-3)Masa(Lb/h) 1843851 3591720Tin(ºF) 464 82Tout(ºF) 100 300hi (Btu /Lb) 426,1 165ho(Btu/Lb) 56,02 355

Se estima un valor de según el libro del Kern pág. 327Ud=300 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Se asume una cantidad de intercambiadoresN inter=20

Por lo cual se obtiene los datos siguientes:

m= 92193 Lb/hLMTD= 66.56 ºF

Se halla el calor de transferenciaQ=m(h1−h2)

Q= 34121340 Btu/LbPara la ecuación

Q=U∗A∗LMTD∗F

A= 1708.71 Pie2

Tomamos una especificación de intercambiador

Lado tubos Lado CorazaDE 0,75 Plg ID= 35,00 PlgDI 0,62 Plg Pt= 1,00 plgat*= 0,302 plg C= 0,25 plgL= 16,00 pie N pasos 2N TUBOS 864 B= 4,00 plgN PASOS 6 N deflectores= 47

BWG= 16

La cantidad de intercambiadores se obtiene

N= Aπ∗Di∗L

N= 0.762 ≈ 1 “SI CUMPLE”

[ ] 2013- I

El área de transferencia será

Area C/In2243,851 Plg2

208,45 m2

La Flujo de masa será:

Wagua C/In

92193 Lb/h11,64 Kg/s

Se hallara las ecuaciones correspondientes

Lado Tubo

Hallamos el área de transferencia por tubo

a t=N t∗at144∗n

at = 0,3020 Plg2

Hallamos números adimensionales

Gt=magua/a t

Gt=305273 Lb/h pie

Calculamos Reynolds

ℜ=D∗G t / μRe=2.96 104

De la figura 24 del libro del Kern pag 939.

ho=jH∗k∗(Cμk )

1 /3

Di ( μμw )0,14

jH=95K*(CpU/K)1/3=0.44

h1 =809 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Calculamos el U limpio

U c=1

(1/hi+1/ho)

Uc= 389.40 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Calculo del factor de ensuciamiento

Para el lado coraza

Hallamos el área de transferencia para el lado coraza

as=ID∗C IB144∗Pt

as=0,2431Plg2

Hallamos los numero adimensionales correspondientes

Gs=misobutano/as

Gs=738868 Lb/h pie

Calculamos Reynolds

ℜ=D∗G s/μRe=8.45 105

De la figura 28 del Kern pag 943

ho=jH∗k∗(Cμk )

1 /3

Do ( μμw )0,14

jH=906K*(CpU/K)1/3=0.0422

ho=612 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Wisobut C/In179586 Lb/h

22,68 Kg/s

[ ] 2013- I

Rd= 0,0004614 (pie2) ( ºF)(ºF)/ BtuCalculo de Caída de presiónRe=2,96E+04f=0,0002 fig 26 del Kerns=0,018

∆ Pt= f35,22

× ¿2

1010×LDs

×n∅

Pt=5,5 Lb/plg2

Calculo de caída de presión

Depreciable

Calculo de las dimensiones de la corazaBoquilla de entrada

Las boquillas de entrada y salida de los fluidos se escogen de acuerdo al diámetro interno de la coraza según la tabla siguiente:

Diametro de Coraza Diametro de boquilla<12 2,00 in

12-18 in 3,00 in19-21 in 4,00 in22-29 in 6,00 in

> 31 8,00 in

Para el caso se obtieneD boquilla=8 plg

Longitud de baflesSe tomara un 75% de la longitud interna de la coraza

Ds =35 plgL bafle = 26.25 plg

Altura de Barrera

hb=23×volumen1 /3

hb= 37.97 plgLongitud des pues de la barrera

L= 3 pies

Diámetro de la caldereta

Dk=2.93∗hb0.788

Dk=52.56 plg

Calculo del espesor de la CorazaDiámetro interior del cilindro, D1 = 52.56 plgPresión interior de diseño P = 3*Po = 3*45 PaEficiencia de la junta E1 = 1

[ ] 2013- I

Esfuerzo permisible máximo en tensión, Sd=944 barEspesor nominal comercial, tn = 0.01-100 mmCalculo del espesor de la parte cilindrica del separador

tLmin=

P∗RC2∗S∗E+0 .4∗P

tCmin=

P∗RCS∗E−0 .6∗P

tmin=MAX (tCmin , t

Lmin )

Donde:

P= Presión interna de diseño (MPa; Psi).Rc = Radio interno (mm:in).S = Esfuerzo permisible = 0.80*E*σ (MPA : Psi).E = factor común de soldadura (adimensional), de no estar listado tome el valor de 1.σ = Mínimo esfuerzo de fluencia especificado para el material (Psi).Para obtener el espesor de la plancha de acero, asumo que el separador soportará una presión interior de tres veces la presión de trabajo

t l= 3∗45∗13352∗944∗0.8+0.4∗3∗45

tc= 3∗45∗1.4944∗0.8−0.6∗3∗45

t l=¿ 29.3 mm t c=¿69.2 mm

Escogemos el maximotmax= 69.2 mm

Calculo de espesor del CabezalPara cabezal elipsoidal formula

tmin=PD oK

2SE+2P(K−0 .1 )Donde:P= Presión de diseño (Psi).Do = Diámetro externo del Cabezal (pulg).

K =

16 [2+( D2h )

2]S = Esfuerzo permisible = 0.80*E*σ (Psi).E = factor común de soldadura (adimensional), de no estar listado tome el valor de 1.σ = Mínimo esfuerzo de fluencia especificado para el material (Psi).

Para obtener el espesor de la plancha de acero, asumo que las caras laterales soportaran una presión de tres veces la presión de trabajo

[ ] 2013- I

K=16 [2+( 2.8

2∗1.4 )2]

K=1

tmin=45∗3∗1335∗1

2∗944∗0.8+2∗3∗45∗(1−0.1 )

tmin=3.1 mm

Calculo del espesor por corrosiónLos sobre espesores mínimos de corrosión para el acero al carbono es 1/8 plg (3.2 mm) en situaciones normales; entonces tenemos;

t total=tmin+t corrosionTtotal= 72.4 mm

Por lo cual obtenemos un diámetro externo de Coraza

Dko=Dk+2×t totalDko=58,25 Plg

Costo del EvaporadorPara hallar el costo se necesita el área de transferencia del intercambiador.

A= 2243.8 pies 2= 208.45 m2

Según la gráfica entramos con el área de transferencia, como vamos a utilizar evaporadores de tipo horizontal.

[ ] 2013- I

FUENTE: Aspen Icarus Process Evaluator 2004.2, User Guide, Apéndice A: grafica para costo de Evaporadores de evaporación simple

Costo por evaporador=1.9×105 $Evaporador


De la correccion de la grafica adjunta arriba(VER ANEXOS TABLAS DE CORRECCION)- Material Acero inoxidable: Am :1.7…..Tabla B.3- Presión de diseño: Ap :1.0…..Tabla B.4- Temperatura de diseño 300 ºC: At : 1.6…..Tabla B.5

Entonces, el nuevo costo por evaporador es:

Costo Evaporador=AT× AM× Ap×1.9∗105 $Evaporador

Costo por evaporador=(1.7 )× (1.6 )×(1.0)×1.9∗105 $evaporador

Costo por evaporador=516800 $Evaporador


Tenemos el precio para el año 2002 con índices de costo lo pasamos al año actual (2013)I jI k

=IND j

INDk


[ ] 2013- I

Indice(2009) = 556.3 ; Indice(2002) = 356.9Calculando

(Costointercambi ador )2009=( 556.3356.9 ) (516800$ )

(Costointercambiador )2009=805536 $

intercambiador

Resumen

EvaporadorCosto / intercambiador 805536Numero de intercambiadores 20

[ ] 2013- I

APENDICE CONDENSADORDiseño del condensadorSe toma las propiedades del balance de masa:

AGUA(1-2) ISOBUTANO(7-3)Masa(Lb/h) 59335823 3591720Tin(ºF) 64.4 100Tout(ºF) 73.4 82hi (Btu /Lb) 43 315ho(Btu/Lb) 47.3 165

Se estima un valor de según el libro del Kern pág. 327Ud=150 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Se asume una cantidad de intercambiadoresN inter=16

Se va a tener dos líneas de trabajo

1. Desobrecalentamiento del isobutano 2. Condensacion del isobutano

h(100 ºF)= 315 Btu/Lb h(82 ºF)= 304 Btu/Lbh(82 ºF)= 304 Btu/Lb h(82 ºF)= 165 Btu/Lb

Q= 2469308 Btu Q= 31203068 BtuQinter= 154332 Btu Qinter= 1950192 Btu

Desobrecalentamiento CondensacionLMTD= 21,79 ºF LMTD= 12,57 ºF

q/T= 7082,322249 q/T= 2482851,306

Del balanceado se obtiene:

LMTD= Q totalq / t des+q/ tCond

LMTD=13,52 ºF

Se halla el calor de transferencia

Q=m(h1−h2)

Q= 2104523Btu/LbPara la ecuación

Q=U∗A∗LMTD∗F

A= 1708.71 Pie2

[ ] 2013- I

A=96.38 m2

Tomamos una especificación de intercambiador

Lado tubos Lado CorazaDE 0,75 Plg ID= 29,00 PlgDI 0,65 Plg Pt= 1,00 plgat*= 0,334 plg C= 0,25 plgL= 12,00 pie N pasos 2N TUBOS 556 B= 8,00 plgN PASOS 4 N deflectores= 17

BWG= 16

La cantidad de intercambiadores se obtiene

N= Aπ∗Di∗L

N= 0.991 ≈ 1 “SI CUMPLE”

El área de transferencia será

Area C/In

1138.87 pie2105.8 m2

La Flujo de masa será:

Wagua C/In417513 Lb/h52,72 Kg/s

Se hallara las ecuaciones correspondientes

Lado Tubo

Hallamos el área de transferencia por tubo

a t=N t∗at144∗n

at = 0,3224Plg2

Hallamos números adimensionales

Gt=magua/a t

Gt=1295005 Lb/h pie

Calculamos Reynolds

ℜ=D∗G t / μ

Para el lado coraza1.DesobrecalentadoHallamos el área de transferencia para el lado coraza

as=ID∗C IB144∗Pt

as=0,4028 Plg2

Hallamos los numero adimensionales correspondientes

Gs=misobutano/as

Gs=557336 Lb/h pie

Calculamos Reynolds

Wisobut C/In

224483 Lb/h28,34 Kg/s

[ ] 2013- I

Re=4.37 104

De la figura 24 del libro del Kern pag 939.

ho=jH∗k∗(Cμk )

1 /3

Di ( μμw )0,14

jH=136K*(CpU/K)1/3=0.56

h1 =1414 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Correccion del hh1 =1229 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Calculamos el U limpio

U c=1

(1/hi+1/ho)Uc= 243Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Calculo del factor de ensuciamientoRd= 0,0004614 (pie2) ( ºF)(ºF)/ Btu

ℜ=D∗G s/μRe=6.25 105

De la figura 28 del Kern pag 943

ho=jH∗k∗(Cμk )

1 /3

Do ( μμw )0,14

jH=502K*(CpU/K)1/3=0.6760

ho=304 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

2. CondensadoSupongamos que la condensación ocurre en el 60% de la longitud del tubo

Lw= 7.20 pie

G= W

Lw×N2 /3

G=461 Lb/(h) (pie2)

Supongamos un hhsupuesto=150 Btu/(h) (pie2) ( ºF)ho= 304 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Temperatura promedio de condensación

Tv=Ta+ hoho−hsup

(T−ta )

Tv=73.23 ºF

Tf=(T+ta2 )

Tf=77.62ºF

Hallamos las propiedades correspondientes

[ ] 2013- I

Calculo del U total

U=∑U × A

Atotal

U=173 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Rd=0,0008704 h) (pie2) ( ºF) /Btu

Calculo de Caída de presión

Re=4.73E+04f=0,00018 fig 26 del Kern

∆ Pt= f5,22

× ¿2

1010×LDs

×n∅

Pt=5,1 Lb/plg2

∆ Pr= 4ns×V 2

2 g

Pr=3,4 Lb/plg2

Se obtiene un total de

Kf=0,0551uf=0,0022d=33,1696

Según la ecuación obtenemos

h=0.9434 /3×( Kf 3× ρ3×gμ×G )1/3

h=181 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Se calcula el U de condensamiento

U c=1

(1/hi+1/ho)

Uc=113 Btu/(h) (pie2) ( ºF)

Superficie deseada para la condensación

A= 1367.95 pie2

A=127.8 m2

Superficie total limpia

A= 2506 pie2

A=232.8 m2

Calculo de caída de presión1 De sobrecalentamiento

Re=6.23E+05f=0,00018 fig 26 del KernS= 0.8

Numero de CrucesLd=0.4*L=4,80 pie

N+1=12 LD/BN+1=7,2

Según la ecuación se obtiene

[ ] 2013- I

Ptotal=7.5 Lb/plg2 ∆ Pt= f5,22

×Gs2

1010×DDs

×(N+1 )∅

Pt= 1.9 Lb/plg2

2 Condensamiento

Re=6.23E+05f=0,00018 fig 26 del KernS= 0.6

Numero de CrucesLd=0.6*L=7.2pie

N+1=12 LD/BN+1=10.8

Según la ecuación se obtiene

∆ Pt=12×

f5,22

×Gs2

1010×DDs

×(N+1 )∅

Pt= 3.7 Lb/plg2

Calculo de la caida total se obtiene

Ptotal= 5.6 Lb/Plg2

Calculo de las dimensiones de la coraza1. Boquilla de entradaLas boquillas de entrada y salida de los fluidos se escogen de acuerdo al diámetro interno de la coraza según la tabla siguiente:

Diametro de Coraza Diametro de boquilla<12 2,00 in

12-18 in 3,00 in19-21 in 4,00 in22-29 in 6,00 in

> 31 8,00 in

Para el caso se obtieneD boquilla=6 plg

2. Longitud de baflesSe tomara un 75% de la longitud interna de la coraza

Ds =29 plgL bafle = 21.75 plg

3. Calculo del espesor de la CorazaDiámetro interior del cilindro, D1 = 29 plg

[ ] 2013- I

Presión interior de diseño P = 3*Po = 3*3.5 PaEficiencia de la junta E1 = 1Esfuerzo permisible máximo en tensión, Sd=944 barEspesor nominal comercial, tn = 0.01-100 mmCalculo del espesor de la parte cilindrica del separador

tLmin=

P∗RC2∗S∗E+0 .4∗P

tCmin=

P∗RCS∗E−0 .6∗P

tmin=MAX (tCmin , t

Lmin )

Donde:

P= Presión interna de diseño (MPa; Psi).Rc = Radio interno (mm:in).S = Esfuerzo permisible = 0.80*E*σ (MPA : Psi).E = factor común de soldadura (adimensional), de no estar listado tome el valor de 1.σ = Mínimo esfuerzo de fluencia especificado para el material (Psi).Para obtener el espesor de la plancha de acero, asumo que el separador soportará una presión interior de tres veces la presión de trabajo

t l= 3∗3.5∗13352∗944∗0.8+0.4∗3∗3.5

t c= 3∗45∗1.4944∗0.8−0.6∗3∗45

t l=¿ 4.42mm t c=¿8.95 mm

Escogemos el maximotmax= 8.95 mm

Calculo de espesor del CabezalPara cabezal elipsoidal formula

tmin=PD oK

2SE+2P(K−0 .1 )Donde:P= Presión de diseño (Psi).Do = Diámetro externo del Cabezal (pulg).

K =

16 [2+( D2h )

2]S = Esfuerzo permisible = 0.80*E*σ (Psi).E = factor común de soldadura (adimensional), de no estar listado tome el valor de 1.σ = Mínimo esfuerzo de fluencia especificado para el material (Psi).

[ ] 2013- I

Para obtener el espesor de la plancha de acero, asumo que las caras laterales soportaran una presión de tres veces la presión de trabajo

K=16 [2+( 2.8

2∗1.4 )2]

K=1

tmin=3.5∗3∗736.6∗1

2∗944∗0.8+2∗3∗3.5∗(1−0.1 )

tmin=4.4 mm

Calculo del espesor por corrosiónLos sobre espesores mínimos de corrosión para el acero al carbono es 1/8 plg (3.2 mm) en situaciones normales; entonces tenemos;

t total=tmin+t corrosionTtotal= 12.2 mm

Por lo cual obtenemos un diámetro externo de Coraza

Dko=Dk+2×t totalDko=30.1 Plg

Apéndice Costo del CondensadorPara hallar el costo se necesita el área de transferencia del intercambiador.

A= 2506.82 pies 2= 232 m2

Según la gráfica entramos con el área de transferencia, como vamos a utilizar evaporadores de tipo horizontal. Como no se tiene el costo para el area, se divide entre 2de cual entramos con la nueva area

Area=147 pie2

Entramos con el área y sacamos el costo de nuestro condensador

[ ] 2013- I

FUENTE: Aspen Icarus Process Evaluator 2004.2, User Guide, Apéndice A: Costos de Equipos.

Costo deCondensador147m2

= $17000Condensador

Aplicamos exponente de capacidad para encontrar el costo de nuestro equipom=0.73 fuente (Aspen Icarus Process Evaluator 2004.2, User Guide, Apéndice A: Costos de Equipos.)

(CostoCondensador )232=( 232m2

147m2 )0.73

×(Costo Condensador)147

Costo deCondensador232=$23719

Condensador

Aplicamos factores de correcciones para las condiciones de trabajo y materialDe la correccion de la grafica adjunta arriba(ver anexos tablas de correccion)

- Material Acero inoxidable: Am :1.7…..Tabla B.3- Presión de diseño: Ap :1.0…..Tabla B.4- Temperatura de diseño 300 ºC: At : 1.6…..Tabla B.5

Entonces, el nuevo costo por evaporador es:

Costo Evaporador=AT× AM× Ap×23719.9$

Evaporador

Costo por evaporador=(1.7 )× (1.6 )×(1.0)×23719.9 $evaporador

Costo por evaporador=64518 $Evaporador

[ ] 2013- I


Tenemos el precio para el año 2002 con índices de costo lo pasamos al año actual (2013)I jI k

=IND j

INDk

Ahora, cambiamos el costo del intercambiador hacia un año actual (2009): Indice(2009) = 556.3 ; Indice(2002) = 356.9

Calculando:

(Costo intercambiador )2009=( 556.3356.9 ) (64518$ )=100565$

EvaporadorCosto / intercambiador 100565Numero de intercambiadores 16

[ ] 2013- I

APENDICE TORRE DE ENFRIAMIENTODiseñode la Torre de enfriamiento

Primero realizaremos la decisión entre una torre de tiro natural o de tiro mecánico. Tomamos la decisión de escoger la torre de tiro mecánico por varios factores:

Se puede controlar de forma precisa la temperatura de salida de agua Proporcionan un control total sobre el caudal de aire suministrado Las torres de tiro natural son de mayor tamaño, se necesita una mayor superficie para

instalarlas.

Ahora decidiremos si necesitamos una torre de tiro inducido o de tiro forzado

La torre de tiro forzado está sujeta a una recirculación excesiva, debida a la baja velocidad de salida del aire. Por lo cual obtendríamos un rendimiento menor

La torre de tiro forzado tiene la ventaja de ubicar el motor y el ventilador fuera de la torre, esto hace que tenga un mantenimiento, inspección y reparación más fácil.

Menor rendimiento en la de tiro forzado ya que la temperatura de bulbo húmedo de salida es mayor que la del aire circundante, esto se nota en el incremento de temperatura del agua fría.

Finalmente nos queda decir si el flujo de la torre de tiro inducido será a contracorriente o cruzado

Contracorriente tiro inducido

Contracorriente tiro forzado

Flujo cruzado tiro inducido

Mantenimiento Fácil Fácil DifícilEquipo mecanico Sencillo Medio ComplicadoDistribución Difícil Fácil FácilCondición invierno Buenas Malas MalasRecirculación No No SiRuido 100% 120% 90%Coste 100% 120% 115%Tamaño 100% 110% 130%Aguas corrosivas No Si noFuente: Propia

Finalmente se escoge una TORRE DE TIRO MECANICO INDUCIDO Y FLUJO A CONTRACORRIENTE

DatosSISTEMA AGUA AIRELINEA INGRES

OSALID

AINGRES

OSALIDA

TEMPERATURA °C 23 18 13 20.5

Para determinar la temperatura de salida lo obtenemos a partir de:

[ ] 2013- I

T sal. aire=23+182

=20.5 °C

Según las reglas del índice derecho del Coker la humedad de saturación de la salida es de 90%, entonces en las cartas psicométricas tenemos.

INGRESO SALIDATEMPERATURA (°C) 13 20.5ENTALPIA (KJ/Kg de aire seco) 36.5 62.5

Del balance tenemosG .∆ H=L .Cp .∆T

∆ H∆T

= L.CpG

=62.5−36.520.5−13

=3.46

Tenemos un flujo total de 7491 Kg/s de agua y proponemos 16 torres de enfriamiento el cual reducira el flujo y se obtendra dimensiones de torres disponibles en el mercado entonces tendremos el valor del flujo de agua es: 468Kg/s

G= L .Cp2.82

= 468Kg /s .4 .18KJ /Kg°C3.46KJ /°C .Kgde aire seco

=376Kgde aire seco /s

LG

=1.25

Ahora para calcular la altura de empaque

Z= GM BK GaP

∫ d H y

H yi−H y

=HTUxNTU

Primero calculamos:

∫ d H y

H yi−H y

T H H* 1/H*-H18 36.5 54 0.0571428619 41.7 57.5 0.0633105720 46.9 61 0.0709708121 52.1 65 0.0776069222 57.3 68.5 0.0894406523 62.5 73 0.09545858

∫ d H y

H yi−H y

=1.58

Para hallar el valor de:

[ ] 2013- I

HTU= GMBKGaP

=5.51 x LG

0.59

=5.51 x1.250.59=6.27

Z=HTUxNTU=6.27 x 1.58=9.9≈10m

G=AxVxρTomamos la velocidad del siguiente cuadro:

VELOCIDAD INGLES

VELOCIDAD METRICA TIPO DEEMPAQUE

300 1.524 Salpicadura450 2.286 Salicadura o lamina corrugada600 3.048 Lamina corrugada

A= GVxρ

= 3763.048x 1.205

=102m2

Como tenemos un area cuadrada

L=√A=√102=10.08≈10m

REQUERIMIENTOS DEL EQUIPO

REQUERIMIENTOS TECNICOS DEL EQUIPOFlujo de liquido (Kg/s) 468Flujo de gas (Kg/s) 376Altura de transferencia (m) 10Ancho y largo (m) 10Tipo d empaque Lamina corrugada

Costo de la torre de enfriamientoPara determinar el costo de la torre de enfriamiento tenemos que ingresar los datos de capacidad que es de 14863 GPM con el cual obtenemos un costo de $ 400 000.00

[ ] 2013- I

Costo por Torre=400000 $torre

De la correccion de la grafica adjunta arriba(VER ANEXOS TABLAS DE CORRECCION)- Presión de diseño: Ap :1.0…..Tabla B.4- Temperatura de diseño 300 ºC: At : 1.0…..Tabla B.5

Entonces, el nuevo costo por torre es:

Costoturbina≈ AT× AP×400000$

torre≈ (1.0 )×(1.0)×400000 $

torre

→Costoturbina≈400000$

torre


Indice(1988) = 350 ; Indice(2002) = 597.Calculando

(CostoTorre )2009=( 597350 ) (400000 $ )

(Costo torre)2009=682285 $torre

COSTO POR EQUIPO $ 682285NUMERO DE EQUIPOS 16

[ ] 2013- I

APENDICE GENERADORCosto de generadores

DATASHEETPOTENCIA CONSUMIDA TOTAL(MW) 32.2EFICIENCIA ESTANDAR (%) 90%POTENCIA ENTREGADA REAL TOTAL(MW) 29.0NUMERO DE GENERADORES 4POTENCIA REAL ENTREGADA POR GENERADOR(MW) 7.2

De la información brindada el costo de los generadores se tomara como el costo de un compresor con las mismas características de operación


Entonces:

Costotanque≈3100000$

Generador

Pero aplicando factores de corrección, para las siguientes consideraciones:Ahora, cambiamos el costo del generador hacia un año actual (2009):

Indice(2009) = 461.6 ; Indice(2002) = 341.4

Calculando:

(Costo generador)2009=( 556.3356.9 )(3100000 $generador )=4 191447 $

generador

[ ] 2013- I

APENDICE TANQUE PULMOMDiseño del tanque pulmónELECCIÓN DEL TIPO DE TANQUE Para un almacenaje óptimo, es necesario conocer los diferentes tipos de almacenamiento y su rango de aplicabilidad. Por ello, se clasifican los tanques según su diseño, forma y uso, puntualizando las ventajas y desventajas de cada una de las diferentes formas de almacenaje. En tal sentido, se puede considerar como Tanque de Almacenamiento, aquellos recipientes que se utilizan para depositar crudos, productos y otros líquidos.Se considera necesario el cálculo de tanques pulmón en lugares estratégicos de la planta, para que en caso de fluctuaciones de caudal, este pueda continuar. Asimismo, también se considera oportuno utilizar al tanque como separador en caso de existencia de corrientes de vapor fluctuantes por motivos diversos y que puedan afectar a la bomba de la siguiente operación (cavitación), es decir este tanque también servirá como un separador liquido - vapor.

- Para el almacenamiento de fluidos a presión como en nuestro caso en donde tenemos Isobutano líquido a presión 3.1 bar aproximadamente, se recomienda tanques del tipo separadores esféricos, verticales u horizontales según el caso de aplicación.(Fuente: Libro Ulrich - Procesos de Ingeniería Química, pág. 276)

- Se utilizan tanques verticales para fluidos a bajo caudal (del orden de 10 gpm), para caudales superiores se utilizan horizontales y para fluidos a alta presión (del orden de 1000 psi = 700 atm aproximadamente) se recomiendan tanques esféricos.Entonces, según las condiciones en las que se encuentra nuestro fluido en dicho lugar de proceso, elegimos como tanque pulmon, a un vertical.

∴Tanque pulmón:Tanque horizontal concabezal hemisférico

DIMENSIONES DEL TANQUE

En la sección anterior, se ha diseñado un método de dimensionamiento básico del volumen del tanque, a continuación este proceso de cálculo se ha detallado un poco más:

Para acumuladores o depositos intermedios y de reflujo, se dimensionan basándose en tiempo de residencia. Este tiempo depende del tiempo de reacción ante un cambio del proceso en el reflujo, para ello se estima el tiempo de reacción de los instrumentos y del operador:

t residencia=2× F4(F1+F2)

V requerido=t residencia (Qi−C 4 )=t residencia (L+F3×D)

Donde:

- L=Caudal dereflujo (línea15)- D=Caudal de flujodesviado (linea6 )- F1=Tiempo por factor de instrumentos…(min)- F2=Tiempo por factor deoperador ...(min)- F3=Factor decaracteristicas de la operacion,

solo si existe derivacionaotrodeposito , casocontrario el valor es iguala1. ..(min)- F4=Factor de lugar de control…(min)

[ ] 2013- I

Referencia: Walas (Chemical Process Equipment, página 612)Entonces, para la línea 5: Si consideramos el flujo másico de isobutano líquido:

mi−C 4=3591720=453.5Kgs

Y su densidad, a las mismas condiciones:ρi-C4= 34.25 lb/ ft3 = 548.58 Kg/m3

Entonces su flujo volumétrico es: (ρi-C4=548.58 Kg/m3)

Qi−C 4(l)=D=0.83m3

s=49.60 m3

min

Y si consideramos el flujo másico de isobutano como vapor saturado de la misma línea:

mi−C 4=0Kgs

Y su densidad, a las mismas condiciones:ρi-C4= 0.56 lb/ ft3 = 8.90 Kg/m3

Entonces su flujo volumétrico es: (ρi-C4=8.90 Kg/m3)

Qi−C 4(v)=L=0m3

s=0 m3

min

Y en base a los criterios analizados en la sección de instrumentación y seguridad industrial, se tienen los siguientes factores:

Fuente: Walas (Chemical Process Equipment, página 612)

F1=0.5+1.0+3.0

3=1.2

F23+3+33

=3.0

Además:F3=1

Fuente: Walas (Chemical Process Equipment, página 612) F4=1

[ ] 2013- I

Entonces: t residencia=2×1× (1.2+3 )=8.3min

Por lo tanto calculando el volumen requerido:

V requerido=Qi−C 4×t residencia=(0+1×49.6) m3

min×(8.3min)=413.3m3

V requerido=413.3m3

Pero, para un tanque de este tipo, la capacidad máxima que se puede encontrar es de 25 000 GAL= 100 m3:

→V tanque=20000Gal=80m3

Nº tanques=V requerido

V tanque= 413.3m3

80m3

tanque

=5.63 tanques≈6 tanques

De la misma referencia dimensionamos el diámetro y longitud del separador, considerándolo horizontal y cilíndrico:

LtanqueDtanque

=3….(óptimo)

Reemplazando en el volumen del tanque:

V tanque=80.0m3=V cilindro+V cabezales

¿ π×D tanque

2

4×Ltanque+0.26103×Dtanque

3=π ×Dtanque

2

4× (3Dtanque )+0.26103×Dtanque

3

ESPESOR DE PAREDEl cálculo de espesor de pared para este tipo de recipientes a presión, lo vamos a realizar básicamente siguiendo los procedimientos establecidos en la Norma ASTM:

Nº tanques=6 tanques

Dtanque=3.1m≈10.3 ft

Ltanque=9.4m≈30.8 ft

[ ] 2013- I

Donde:- t=Espesor de pared sin sobreespesor por corrosión (m )- P=Presionde diseño (Pa )- R=Radio del recipiente (m )- S=Esfuerzo permisiblemáximo (Pa )- E=EficienciadeSoldadura (adimensional )- L=Radiointerno de lacabeza hemisferica(m)

Dividiendo el tanque en tres secciones, una cilíndrica y dos cabezas hemisféricas:

CONCHA CILINDRICA- P=Presionde diseño=354 550Pa- R=Radio del recipiente=1.563m- S=Esfuerzo permisiblemáximo: Se elige a partir de la tabla adjunta


S=13700 lb

pulg2=94 461550Pa

- E=Eficiencia deSoldadura

[ ] 2013- I

Fuente: Walas (Chemical Process Equipment)

E=0.85

NOTA: Se elige soldadura en “X”, debido a que este tipo de soldadura se ajusta más para espesores de pared mayores a 12 mm(como en nuestro caso) y soldadura en ambos lados.Entonces reemplazando en la ecuación de la tabla:

t= P ∙ RS ∙ E−0.2∙ P

t=(354550 ) ∙(1.563)

(94 461550)∙(0.85)−0.2∙(354 550)

t=0.00109m=10.9mm=0.4 pulg.

Por último incluimos el sobre espesor por corrosión que en nuestro caso es el mínimo para acero al carbono (1/8 pulg. = 3.2 mm):

t ´ 1=espesor de pared cilindrica=(10.9+3.2 )mm

CABEZA HEMISFERICA- P=Presionde diseño=354 550Pa- L=Radio interno de lacabeza hemisferica=1.5625m- S=Esfuerzo permisiblemáximo: Se elige a partir de la tabla adjunta


∴t ´1=14.1mm=0.7 pulg

[ ] 2013- I

S=15000 lb

pulg2=103 425000Pa



E=0.80

NOTA: Se elige soldadura en “V”, debido a que este tipo de soldadura se ajusta más para espesores de pared menores a 12 mm(como en nuestro caso) y soldadura solo en la cara superior.

Entonces reemplazando en la ecuación de la tabla:

t= P ∙ RS ∙ E−0.2∙ P

t=(354 550 ) ∙ (1.5625)

(103425000) ∙(0.80)−0.2 ∙(354550)

t=0.00053m=5.3mm=0.2 pulg .



Costo del tanque pulmonPero, para fines prácticos de costeo dividimos el volumen del necesitado entre 3 tanques y obtenemos el volumen y sus dimensiones por cada tanque:

V tanque ≈60m3

Dtanque=3.1m Ltanque=9.4m

Entonces, aproximamos el costo separador, en función de su longitud y diámetro:

∴t ´2=8.5mm=0.5 pulg

[ ] 2013- I


Costotanque≈32000$

tanquePero aplicando factores de corrección, para las siguientes consideraciones:

De la correccion de la tablas adjunta arriba se obtiene (VER ANEXOS TABLAS DE CORRECCION)- Material: Acero al carbón AM=1.0 ... (Tabla B.2)- Ajuste de presión : 3.5 bar AP=1.0 ... (Tabla B.4)- Temperatura de diseño : 28 ºC AT=1.0..…(Tabla B.5)


Costo t anque≈ AM× AT× AP×32000$

tanque

Costo de tanque=(1.0 )× (1.0 )× (1.0 )×32000 $tanque

→Costotanque ≈32000$

tanqueAhora, cambiamos el costo del tanque hacia un año actual (2009):

Indice(2009) = 556.3 ; Indice(2002) = 356.9

Calculando:

(Costotanque)2009=( 556.3356.9 )(32000 $tanque )=49932 $

tanque

EvaporadorCosto / tanque pulmon 49932 $Numero tanques pulmon 6

[ ] 2013- I

APENDICE TANQUE DE ALMACENAMIENTO

Diseño de tanque de almacenamiento

ELECCIÓN DEL TIPO DE TANQUE DE ALMACENAMIENTOSe considera necesario el cálculo de tanques almacenamiento en lugares estratégicos de la planta, para que en caso de fluctuaciones de caudal, este pueda continuar. Asimismo, también se considera oportuno que en caso de pequeñas averías, éstos puedan continuar almacenando parte de corriente circulante para un determinado tiempo de residencia y viceversa, manteniéndose estable en la corriente de entrada del equipo que le suceda.

- Para el almacenamiento de fluidos a presión como en nuestro caso en donde tenemos Isobutano líquido a presión 3.1 bar aproximadamente, se recomienda tanques del tipo separadores esféricos, verticales u horizontales según el caso de aplicación.(Fuente: Libro Ulrich - Procesos de Ingeniería Química, pág. 276)

- Se utilizan tanques verticales para fluidos a bajo caudal (del orden de 10 gpm), para caudales superiores se utilizan horizontales y para fluidos a alta presión (del orden de 1000 psi = 700 atm aproximadamente) se recomiendan tanques esféricos.Entonces, según las condiciones en las que se encuentra nuestro fluido en dicho lugar de proceso, elegimos como tanque de almacenamiento a un vertical.

∴Tanque pulmón:Tanque horizontal concabezal elipsoidal

DIMENSIONAMIENTOSi consideramos el flujo másico de isobutano en el proceso:

mi−C 4=3174078lbh

=400.8 Kgs

Sabemos que el contenido de isobutano en el tanque de almacenamiento va estar conectado al proceso a través del tanque pulmón, el cual ya hemos diseñado a sus condiciones. Entonces el diseño del tanque presente debe estar a las mismas condiciones que en el tanque pulmón.

Con ello: ρi-C4=548.58 Kg/m3

Entonces su flujo volumétrico es: (ρi-C4= 548.58 Kg/m3)

Qi−C 4=0.83m3

s=49.6 m3

min

Luego, tomando como referencia el libro Walas (Chemical Process Equipment, página xvii), utilizamos un tiempo de residencia de 5 min para tanques separadores(tipo tambor):

V requerido=Qi−C 4×t residencia=49.6m3

min×(5min)=248m3

Pero, para un tanque de este tipo, la capacidad aproximada que se puede encontrar es de 10 000 GAL= 60 m3:

[ ] 2013- I

Nº tanques=V requerido

V tanque= 248m3

60m3

tanque

≈6 tanques

De la misma referencia dimensionamos el diámetro y longitud del separador, considerándolo horizontal y cilíndrico:

LtanqueDtanque

=3….(óptimo)

Reemplazando en el volumen del tanque:

V tanque=60.0m3=V cilindro+V cabezales

¿ π×D tanque

2

4×Ltanque+0.13075×Dtanque

3=π ×Dtanque

2

4× (3Dtanque )+0.13075×Dtanque

3

Dtanque=2.9m≈9.5 ft Ltanque=8.7m≈28.5 ft

ESPESOR DE PAREDEl cálculo de espesor de pared para este tipo de recipientes a presión, lo vamos a realizar básicamente siguiendo los procedimientos establecidos en la Norma ASTM, al igual que el tanque pulmón antes diseñado:

CONCHA CILINDRICA- P=Presionde diseño=354 550Pa- R=Radio del recipiente=1.45m- S=Esfuerzo permisiblemáximo: Se elige a partir de la tabla adjunta

→V tanque=10000Gal=60m3

Nº tanques=6 tanques

[ ] 2013- I


S=13700 lb

pulg2=94 461550Pa



E=0.80

NOTA: Se elige soldadura en “V”, debido a que este tipo de soldadura se ajusta más para espesores de pared menores a 12 mm(como en nuestro caso) y soldadura en ambos lados.


t= P ∙ RS ∙ E−0.2∙ P

t=(354550 ) ∙(1.45)

(94 461550)∙(0.80)−0.2∙(354 550)

t=0.00107m=10.7mm=0.4 pu lg .



∴t ´1=13.9mm=0.7 pulg

[ ] 2013- I

CABEZA ELIPTICA- P=Presionde d iseño=354550 Pa- L=Radio interno de lacabeza eliptica=1.45m- S=Esfuerzo permisiblemáximo: Se elige a partir de la tabla adjunta


S=15000 lb

pulg2=103 425000Pa



E=0.80

NOTA: Se elige soldadura en “V”, debido a que este tipo de soldadura se ajusta más para espesores de pared menores a 12 mm(como en nuestro caso) y soldadura solo en la cara superior.


t= P ∙ RS ∙ E−0.2∙ P

t=(354 550 ) ∙ (1.45)

(103425000) ∙(0.80)−0.2 ∙(354550)

t=0.00049m=4.9mm=0.2 pulg.

[ ] 2013- I


t ´ 2=espesor de pared conchaeliptica=(4.9+3.2 )mm

Costo del tanque almacenamiento

Pero, para fines prácticos de costeo dividimos el volumen del necesitado entre 3 tanques y obtenemos el volumen y sus dimensiones por cada tanque:

V tanque ≈60m3

Dtanque=2.9m≈3m≈9.5 ft

Ltanque=8.7m≈28.5 ft

Entonces, aproximamos el costo separador, en función de su longitud y diámetro:

F UENTE: Aspen Icarus Process Evaluator 2004.2, User Guide, Apéndice A: Costos de Equipos.Entonces:

Costo tanque ≈25000$

tanque

Pero aplicando factores de corrección, para las siguientes consideraciones:De la correccion de la tablas adjunta arriba se obtiene (VER ANEXOS TABLAS DE CORRECCION)

- Material: Acero al carbón AM=1.0 ... (Tabla B.2)

- Ajuste de presión : 3.5 bar AP=1.0 ... (Tabla B.4)

- Temperatura de diseño : 28 ºC AT=1.0..…(Tabla B.5)

∴t ´2=8.1mm=0.4 pulg

[ ] 2013- I


Costo tanque≈ AM× AT× AP×30000$

tanque

Costo de tanque=(1.0 )× (1.0 )× (1.0 )×25000 $tanque

→Costotanque≈25000$

tanqueAhora, cambiamos el costo del tanque hacia un año actual (2009):

Indice(2009) = 556.3 ; Indice(2002) = 356.9Calculando:

(Costo tanque)2009=( 556.3356.9 )(25000 $tanque )

(Costotanque)2009=39010$

tanque

EvaporadorCosto / tanque 39010 $Numero de tanques 5

[ ] 2013- I

APENDICE TUBERIASDISEÑO DE LAS TUBERÍAS Y ACCESORIOS OTROS.Para fines de capacidad de diseño de tuberías, la planta se ha divido en 2 procesos iguales que funcionan en paralelo, simultáneamente y con las mismas condiciones.Esto hace que los flujos de los fluidos de proceso calculados anteriormente, se reduzcan a la mitad por cada proceso.Entonces estos flujos nuevos son:

N° LINEA CAUDAL(m3/s) N° LINEA CAUDAL(m3/s)1 0.15 9 4.122 0.12 10 4.123 1.70 11 0.024 26.90 12 0.025 0.41 13 -6 0.41 14 -7 0.41 15 1.208 3.75

Diámetro de tuberíaEn base a las líneas, anteriormente mencionadas, realizaremos nuestro diseño de tuberías en base al orden del proceso establecido (para un proceso).Ejemplo:LINEA 1 (Entrada de agua al proceso)Calculo del Diametro de tuberia :Para nuestro flujo másico:

m= (232.8 /2) Kg/s=116.4 Kg/s

Con densidad: ρ = 800 Kg/m3

Q=mp=116.4

kgs

800Kgm3

=0.11m3

s

Q = 0.15 m3/s = 5.14 ft3/s

Para nuestros calculos tomamos como referencia el libro : Coker – Ludiwing’s ‘’Applied process design for Chemical and Petrochemical Plants’’ , summary xxiii

[ ] 2013- I

Teniendo de estas ecuaciones:

V=(5+ D3

) fts

D: pulgadas

V= 4∗Qπ∗D 2

ms

Podemos hallar el valor del diámetro adecuado para este tipo de fluido (liquido de descarga de la bomba)

De igual forma se procede para las demás líneas.En algunos casos (líneas), se necesitó subdividir las tuberías debido al tamaño que tendrían si es que no se las subdividiera (mayor a 30 pulg), estos casos fueron:

D= 0.95 ft =11.40 pulg≈12 pulgV=1.62m/s

[ ] 2013- I

- Línea 4: Se divide en 2 líneas en paralelo conectadas a 4 condensadores y 1 turbinas cada una.

- Línea 8: Se divide en 2 líneas en paralelo conectadas a 1 bomba y 4 torres de enfriamiento cada una.

- Línea 9: Se divide en 4 líneas en paralelo conectadas a 2 condensadores y dos líneas unidas por bomba.

- Línea 10: Se divide en 4 líneas en paralelo conectadas a 2 condensadores y 2 torres de enfriamiento cada una.

En el caso de las demás líneas, no se necesitó subdividirlas como en el caso de las anteriores:- Línea 1: Una tubería conectada al pozo de reservorio y a 10 intercambiadores.- Línea 2: Una tubería conectada desde los 10 intercambiadores a hacia el pozo de

reservorio (retorno).- Línea 3: Una tubería que conecta los 10 intercambiadores a las 2 turbinas.- Línea 5: Una tubería que conecta los 8 condensadores con 3 tanques separadores.- Línea 6: Una tubería que conecta los 3 tanques con 2 bombas (una bomba).- Línea 7: Tubería que conecta la bomba con los 10 intercambiadores.- Línea 11: Tubería que conecta el agua de enfriamiento proveniente del río con una

bomba de impulsión hacia las torres de enfriamiento.- Línea 12: Tubería que conecta la bomba de impulsión con las 8 torres de enfriamiento.- Línea 13: Corriente de aire que ingresa a la torre de enfriamiento, no necesita tubería.- Línea 14: Corriente de aire que sale de la torre de enfriamiento, no necesita tubería.

Con lo anterior se procede a calcular los diámetros de tubería en dichas líneas:DISEÑO DE TUBERIAS

N°LINEA

FLUJO MASICO(Kg/s)

DENSIDAD(Kg/m3)

CAUDAL(m3/s)

v(ft/s) = V(m/s)

Dcalc.

(ft)Dcalc

,(pulg)D aprox(pulg)

1 116.40 800.00 0.15 5+ D/3 1.64 1.10 13.25 14.0

2 116.40 1010.10 0.12 5+D/3 1.62 0.99 11.84 12.0

3 226.75 133.49 1.70 20*D 9.53 1.56 18.76 18.0

4 226.75 8.43 26.90 20*D 23.93 1.96 23.55 24.0

5 226.75 548.58 0.41 1.3+ D/6 4.14 1.17 14.04 14.0

6 226.75 548.58 0.41 1.3+ D/6 4.02 1.19 14.24 14.0

7 226.75 556.20 0.41 5+ D/3 1.71 1.81 21.71 22.0

8 3745.95 1000.00 3.75 1.3+ D/6 4.14 1.76 21.13 22.0

9 3745.95 909.09 4.12 5+ D/3 2.06 1.31 15.72 16.0

10 3745.95 909.09 4.12 5+ D/3 2.06 1.31 15.72 16.0

11 21.00 1000.00 0.02 1.3+ D/6 3.98 0.27 3.23 4.0

12 21.00 1000.00 0.02 5+ D/3 1.57 0.43 5.14 6.0

13 - - - - - - - -

14 - - - - - - - -

15 11.34 9.42 1.20 20*D 8.49 1.39 16.72 22.0

TABLA de Cálculo y obtención de diámetro de tubería según caudal y referencia.

De donde; D aprox: es el diámetro de tubería aproximado factible comercialmente y el cual va a ser para nuestro diseño.

[ ] 2013- I

Selección del materialLas principales variables de selección de tuberias son:

- Corrosion - -Temperatura- -Presion- -Costo

Utilizando tambien como referencia el libro de Ulrich, para diseño de tuberias en funcion de las temperaturas y presión, escogemos entonces el material(VER ANEXO MATERIAL DE TUBERIAS)

- Acero al carbono soldado: Para las lineas que contienen isobutano.- Acero inoxidable 316 soldado: Para las lineas de agua de reservorio o calentamiento.- Acero inoxidable 304 soldado: Para las lineas de agua de enfriamiento.

Espesor de tuberíaUtilizando la tabla para dimensiones de tubería de acero(ya sea inoxidable o al carbono), de la fuente : Procesos de transferencia de Calor,Donald Kern.Y utilizando los diámetros de las tuberias obtenidos anteriormente.Ejemplo:Linea 2

Daprox= 12 pulgDcalc = 11.84 pulg

En caso de existir mas de un tipo de tuberia de mismo diametro(pero diferentes cédulas), entonces se elige la tuberia cuyo diámetro interior se acerque más al diámetro calculado, asi para el ejemplo se tiene debido a que Daprox < Dcalc, entonces escogeremos la cedula de mayor diámetro interior(VER ANEXO TABLA DE DIMENSIONES DE TUBERIAS)Por lo tanto se escoge cédula 30:

DI = 12.09 pulgDE = 12.8 pulg

Espesor = DE-DI = (12.8-12.09) pulg = 0.660 pulg

De la misma forma procedemos para las demas líneas y tenemos:Nº

Línea

Dcalc.(pulg)

D aprox(pulg)

Cédula Nº DI(pulg) DE(pulg) Espesor(pulg)

1 13.25 14.0 30 13.25 14.0 0.7502 11.84 12.0 30 12.09 12.8 0.6603 18.76 18.0 20 17.25 18.0 0.7504 23.55 24.0 20 23.25 24.0 0.7505 14.04 14.0 30 13.25 14.0 0.7506 14.24 14.0 30 13.25 14.0 0.7507 21.71 22.0 20 21.25 22.0 0.7508 21.13 22.0 20 21.25 22.0 0.7509 15.72 16.0 30 15.25 16.0 0.750

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10 15.72 16.0 30 15.25 16.0 0.75011 3.23 4.0 80 4.026 4.5 0.47412 5.14 6.0 80 5.761 6.6 0.86413 - - - - - -14 - - - - - -15 16.72 22.0 20 21.25 22.0 0.750

TABLA de Proceso de selección de espesor de tubería según diámetro de tubería.Aislamiento de tuberíaEscogemos ahora los aislamientos solo para las lineas de agua de reservorio o calentamiento es isobutano saliente del evaporador(VER ANEXO AISLANTE DE TUBERIAS)

- Primero escogemos el aislante para la tuberia optimo con menor conductividad termica:

Por lo tanto escogemos lana mineral(lana de vidrio) como aislante térmico de recubrimiento.Ahora el espesor de los aislantes se estima mediante la ecuación de conduccion:

Qperd=π ∙(T s−T a)

2.32∙ K c

∙ log( DDs )+ 1ha ∙D

Donde: - Kc=Conductividad térmica del aislante(lana de vidrio)=0.0255- Ts=Temperatura del fluido a aislar.- Ta=Temperatura del ambiente externo.- Ds=Diámetro externo de la tuberia.- Qperd.=Calor perdido a traves de la tuberia enchaquetada(asumimos un 5% máximo

del calor total del fluido en una tubería de 1 Km=1000m=3280.84 ft como base).- ha=Coeficiente de transferencia del ambiente.- D=Diámetro externo de la tubería con aislante.

Ejemplo:Línea 1:

- Kc= 0.0255 BTU/(h. pie2).(ºF/pie)- Ts= 240 ºC= 464 ºF- Ta =- 4ºC = 24.8 ºF (se toma la mínima temperatura del ambiente por ser caso de

asilamiento de tubería).- Ds= 12.8 pulg= 1.07 pie.- Qperd. = 0.05 QH2O =0.05(mH2O.HH2O)/Ltub=0.05(1350672 Lb/h )(511.7

BTU/lb)/(2x3280.84pie)=10 532.96 BTU/h

El coeficiente de transferencia entre el ambiente y el fluido (ha) lo estimamos a partir de la gráfica dada en el libro Procesos de Transferencia de Calor, Donald Q. Kern, para una diferencia de (464-70) ºF = 394ºF, asumiendo aire a 70ºF, aunque el aire del ambiente en nuestro caso es de 55.4 ºF, pero esto es solo con fines de estimación así que hacemos válido los resultados presentes(ver anexo conductividad de tuberias)

[ ] 2013- I

ha= 3.8 BTU/(h)(pie2)(ºF)

Ahora reemplazamos todo lo anterior en la ecuación anterior de transferencia y tenemos:

2394.9BTUh . pie

=π ∙ (464−24.8 ) ºF

2.32 ∙0.0255

∙ log( D1.07 )+ 1

3.8 ∙D

D=1.09 pie = (13.08)pulgPor lo tanto: Espesor de aislante1 = D - Ds=(13.08-12.8) pulg.=0.8 pulg

De igual forma en la línea 3: Espesor de aislante3 =14.8-14.0= 0.28 pulg

Tabla de especificacion de diseño de las tuberíasEn base a los cálculos y resultados obtenidos anteriormente tenemos:

N° LINEA

CAUDAL

(m3/s)

D aprox(pulg)

MATERIAL CÉDULA Nº

ESPESOR DE TUBERÍA(pulg)

ESPESOR DE AISLANTE (cm)

1 0.15 14.0 Acero Inoxidable 316

30 0.750 2.03

2 0.12 12.0 Acero Inoxidable 316

30 0.660 No aplica

3 1.70 18.0 Acero al carbono 20 0.750 0.724 26.90 24.0 Acero al carbono 20 0.750 No aplica5 0.41 14.0 Acero al carbono 30 0.750 No aplica6 0.41 14.0 Acero al carbono 30 0.750 No aplica7 0.41 22.0 Acero al carbono 20 0.750 No aplica8 3.75 22.0 Acero inoxidable

30420 0.750 No aplica

9 4.12 16.0 Acero inoxidable 304

30 0.750 No aplica


30 0.750 No aplica


80 0.474 No aplica


80 0.864 No aplica

13 - No aplica No aplica No aplica No aplica No aplica14 - No aplica No aplica No aplica No aplica No aplica15 1.20 22.0 Acero al carbono 20 0.750 No aplica

TABLA de Especificación de diseño de tuberías

μ= C1TC 2

1+C3T

+C 4T

μ=eC 1+C2

T+C 3 lnT+C 4T C5

[ ] 2013- I

ANEXOSANEXO TABLAS DE PROPIEDADESDensidad liquida (mol/dm3) Tabla2-32 PerryIsobutano WaterC1 1,0631 C1 -13,851C2 0,27506 C2 0,64038C3 407,8 C3 -0,00191

C4 0,2758 C41,8211*10^-6

Viscosidad Gaseosa (Pa.s) Tabla 2-312 PerryIsobutano WaterC1 1,0871E-07 C1 1,7096E-08C2 0,78135 C2 1,1146C3 70,639 C3C4 C4

Viscosidad Liquida (Pa.s) Tabla 2-313 PerryIsobutano Water

C1 -13,912 C1 -11,91C2 797,9 C2 1094C3 0,45308 C3 0,13825C4 C4C5 C5

Capacidad Calorifica Gaseosa Cp(J/Kmol.) tabla 2-155

Isobutano WaterC1 6,55E-06 C1 0,33363C2 2,48E-05 C2 0,2679C3 1,59E-05 C3 2,6105C4 1,58E-05 C4 0,08896C5 7,07E+02 C5 1169

ρ= C 1

C2[1+(1− T

C 3 )C 4 ]

ρ=C1+C2T+C 3T 2+C 4T3

ρ=C1+C2T+C 3T 2+C 4T3+C5T 4

Cp=C 1+C2[ C3/T

sinh (C3T

) ]2

+C 4 ⌈ C5/T

cosh (C5T

)⌉2

K= C1TC 2

1+C3T

+C 4T2

K=C 1+C2T+C3T 2+C4 T3+C5T 4

[ ] 2013- I

Capacidad Calorifica liquida Cp(J/Kmol.) tabla 2-156Isobutano Water

C1 172370 C1 276870C2 -1783,9 C2 -2090,1C3 14,759 C3 8125C4 -0,047909 C4 -0,014116C5 0,00005805 C5 0,00000937

Conductividad del gas K(W/m. K.) tabla 2-314Isobutano

C1 0,089772 Water 6,2041E-06C2 0,18501 C2 1,3973C3 639,23 C3 -----C4 1114700 C4 -----C5 C5 -----

Capacidad Calorifica liquida Cp(J/Kmol.) tabla 2-156Isobutano Water

C1 0,20455 C1 -0,432C2 -0,00036589 C2 -5,73E-03C3 C3 -8,08E-06C4 C4 1,861E-09C5 C5

[ ] 2013- I

ANEXO TABLAS A CORRECION DE MATERIALESTabla B. 1 Factores comunes de ajuste de material

Material AmAcero al carbón 1.0Aluminio 1.3Acero Inoxidable 304 2.4Acero inoxidable 316 3.4Hastelloy C 3.6Monel 4.1Níquel e Inconel 4.4Titanio 5.8

Tabla B.2 Factores de ajuste de material para columnas de destilación y tanquesMaterial Am

Acero al carbon 1.0Acero Inoxidable 304 2.1Acero inoxidable 316 3.2Monel 3.6Niquel 5.4Inconel 3.9Titaneo 7.7

Tabla B.3 Factores de ajuste de material para intercambiadores de calor de tubo corazaMaterial Am

Acero al carbon en tubos y coraza 1Acero al carbon en coraza y aluminio en tubos 1,3Acero al carbon en coraza y monel en tubos 2,1Acero al carbon en coraza y acero inoxidable 304 en tubos 1,7Acero inoxidable 304 en tubos y coraza 2,9

Tabla B.4 Factores comunes de ajuste de presiónPresión de diseño(bar) Ap

0.01 2.00.1 1.3

0.5-7 1.050 1.5

100 1.9

Tabla B.5 Factores comunes de ajuste de temperaturaTemperatura de diseño (ºC) At

0-100 1300 1.6500 2.1

FUENTE: Aspen Icarus Process Evaluator 2004.2, User Guide, Apéndice B: Factores de corrección para el costo de equipos

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ANEXO TABLAS B1CALIBRE DE TUBERIAS

Tubo DE, plg

BWGEspesor

de la pared plg2

DI,plgArea de

Flujo por tubo plg2

Exterior Interior

Peso lineal,lb de acero

0,5

12 0,109 0,282 0,063

0,131

0,0748 0,49314 0,083 0,334 0,088 0,0874 0,40316 0,065 0,370 0,108 0,0969 0,32918 0,049 0,402 0,127 0,1052 0,25820 0,035 0,430 0,145 0,1125 0,190

0,75

10 0,134 0,482 0,182

0,196

0,1263 0,96511 0,120 0,510 0,204 0,1335 0,88412 0,109 0,532 0,223 0,1393 0,81713 0,095 0,560 0,247 0,1466 0,72714 0,083 0,584 0,268 0,1529 0,64715 0,072 0,606 0,289 0,1587 0,57116 0,065 0,620 0,302 0,1623 0,52017 0,058 0,634 0,314 0,1660 0,46918 0,049 0,652 0,334 0,1770 0,401

1

8 0,165 0,670 0,355

0,262

0,1754 1,6109 0,148 0,704 0,389 0,1843 1,470

10 0,134 0,732 0,421 0,1916 1,36011 0,120 0,760 0,455 0,1990 1,23012 0,109 0,782 0,479 0,2048 1,14013 0,095 0,810 0,515 0,2121 1,00014 0,083 0,834 0,546 0,2183 0,89015 0,072 0,856 0,576 0,2241 0,78116 0,065 0,870 0,594 0,2277 0,71017 0,058 0,884 0,613 0,2314 0,63918 0,049 0,902 0,639 0,2361 0,545

1,25

8 0,165 0,920 0,665

0,321

0,2409 2,0909 0,148 0,954 0,714 0,2498 1,910

10 0,134 0,982 0,757 0,2572 1,75011 0,120 1,010 0,800 0,2644 1,58012 0,109 1,030 0,836 0,2701 1,45013 0,095 1,060 0,884 0,2775 1,28014 0,083 1,080 0,923 0,2839 1,13015 0,072 1,110 0,960 0,2896 0,99116 0,065 1,120 0,985 0,2932 0,90017 0,058 1,130 1,010 0,2969 0,80818 0,049 1,150 1,040 0,3015 0,688

1,5

8 0,165 1,170 1,075

0,393

0,3036 2,5709 0,148 1,200 1,140 0,3125 2,340

10 0,134 1,230 1,190 0,3225 2,14011 0,120 1,260 1,250 0,3299 1,98012 0,109 1,280 1,290 0,3356 1,77013 0,095 1,310 1,350 0,3430 1,56014 0,083 1,330 1,400 0,3492 1,37015 0,072 1,360 1,440 0,3555 1,20016 0,065 1,370 1,470 0,3587 1,09017 0,058 1,380 1,500 0,3623 0,98818 0,049 1,400 1,540 0,3670 0,831

FUENTE: Donald Kern-transferencia de calor tabla 10. datos de tubos para condensadores e intercambiadores de calor pag 948

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ANEXO TABLA B2 DE DIMENSIONES DE TUBERIASTamaño nominal del tubo IPS,plg

DE,plg Cedula Nº DI,plgArea de Flujo por tubo plg2 Exterior Interior

Peso lineal,lb de acero

3/8 0,425 40* 0,269 0,058 0,106 0,070 0,25080+ 0,215 0,036 0,056 0,320

1/4 0,54 40* 0,364 0,104 0,141 0,095 0,43080+ 0,302 0,072 0,079 0,540

3/8 0,675 40* 0,493 0,192 0,177 0,129 0,57080+ 0,423 0,141 0,111 0,740

1/2 0,84 40* 0,622 0,192 0,220 0,163 0,850

80+ 0,546 0,141 0,143 1,090

3/4 1,05 40* 0,824 0,534 0,275 0,216 1,09080+ 0,742 0,432 0,194 1,130

1 1,32 40* 1,049 0,864 0,344 0,274 1,48080+ 0,957 0,718 0,250 2,170

1 1/4 1,66 40* 1,380 1,500 0,435 0,362 2,28080+ 1,278 1,280 0,542 3,000

1 1/2 1,9 40* 1,610 2,040 0,498 0,508 3,72080+ 1,500 1,760 0,647 3,640

2 2,38 40* 2,067 3,350 0,622 0,609 3,66080+ 1,939 2,950 0,804 5,030

2 1/2 2,38 40* 2,469 4,790 0,753 0,760 5,80080+ 2,323 4,230 1,055 7,670

3 3,5 40* 3,068 7,380 0,917 1,002 7,58080+ 2,900 6,610 1,590 10,300

4 4,5 40* 4,026 12,700 1,178 1,510 10,80080+ 3,826 11,700 2,090 15,000

6 6,625 40* 6,065 28,900 1,734 2,000 19,00080+ 5,761 26,100 2,620 28,600

8 8,625 40* 7,981 50,000 2,258 2,550 28,60080+ 7,625 45,700 3,170 43,400

10 10,75 40* 10,020 78,800 2,814 3,470 40,50060+ 9,750 74,600 4,000 54,800

12 2,75 30 12,000 115,000 3,338 4,520 43,80014 4 30 13,250 138,000 3,665 5,050 54,60016 6 30 15,250 183,000 4,189 5,560 62,60018 8 20+ 17,250 234,000 4,712 6,090 72,70020 10 20 19,250 291,000 5,236 5,050 78,60022 12 20+ 21,250 355,000 5,747 5,560 84,00024 14 20 23,250 425,000 6,283 6,090 94,000

FUENTE: Procesos de Transferencia de Calor, Donald Q. Kern, Apendice, Tabla 11, pág.949.

[ ] 2013- I

ANEXO TABLA C ARREGLO DE INTERCAMBIADORESDISPOCISION DE LOS ESPEJOS DE TUBOS(CUENTA DE TUBOS) ARREGLO TRIANGULAR

Arreglo triangular Arreglotriangular

DE= 0,75 pulg Pt= 0,94 pulg DE=0,75 pulg Pt=

1,00 pulg

ID 1 - P 2 - P 4 - P 6 - P 8 - P ID 1 - P 2 - P 4 - P 6 - P 8 - P8 36 32 26 24 18 8 37 30 24 2410 62 56 47 42 36 10 61 52 40 3612 109 56 86 82 78 12 92 82 76 74 7013 1/4 127 11:00 96 90 86 13 1/4 109 0:00 86 82 7415 1/4 170 160 140 136 128 15 1/4 151 138 122 118 11017 1/4 339 224 194 188 178 17 1/4 203 196 178 172 16619 1/4 301 282 252 244 234 19 1/4 262 250 226 216 21021 1/4 361 342 314 306 290 21 1/4 316 302 278 272 26023 1/4 442 420 386 378 364 23 1/4 384 376 352 342 32825 532 506 468 446 434 25 470 452 422 394 38227 637 602 550 536 524 27 559 534 488 474 46429 721 692 640 620 594 29 630 604 556 538 50831 847 822 766 722 720 31 745 728 678 666 64033 974 938 878 852 826 33 856 830 774 760 73235 1102 1068 1004 988 958 35 970 938 882 864 84837 1240 1200 1144 1104 1072 37 1074 1044 1012 986 87039 1377 1330 1258 1248 1218 39 1206 1176 1128 1100 1078

Arreglo triangular Arreglotriangular

DE= 1,00 pulg Pt= 1,25 pulg DE=1,25 pulg Pt=

1,56 pulg

ID 1 - P 2 - P 4 - P 6 - P 8 - P ID 1 - P 2 - P 4 - P 6 - P 8 - P8 21 16 16 1410 32 32 26 24 10 20 18 1412 55 52 48 46 44 12 32 30 26 22 2013 1/4 68 0:00 58 54 52 13 1/4 38 36 32 28 2615 1/4 91 86 80 74 72 15 1/4 54 51 45 42 3817 1/4 131 118 106 104 94 17 1/4 69 66 62 58 5419 1/4 163 152 140 136 128 19 1/4 95 91 86 78 6921 1/4 199 188 170 164 160 21 1/4 117 112 105 101 9523 1/4 241 232 212 212 202 23 1/4 140 136 130 123 11725 294 282 256 252 242 25 170 164 155 150 14027 349 334 302 296 286 27 202 196 185 179 17029 397 376 338 334 318 29 235 228 217 212 20231 472 454 430 424 400 31 275 270 255 245 23533 538 522 486 470 454 33 315 305 297 288 27535 608 592 562 546 532 35 357 348 335 327 31537 674 664 632 614 598 37 407 390 380 374 35739 766 736 700 688 672 39 449 436 425 419 407

Arreglo triangular

DE= 1,50 pulg Pt= 1,88 pulg

ID 1 - P 2 - P 4 - P 6 - P 8 - P81012 18 14 14 12 1213 1/4 27 22 18 16 1415 1/4 36 34 32 30 2717 1/4 48 44 42 38 3619 1/4 61 58 55 51 4821 1/4 76 72 70 66 6123 1/4 95 91 86 80 7625 115 110 105 98 9527 136 131 135 118 11529 160 154 147 141 13631 184 177 172 165 16033 215 206 200 190 18435 246 238 230 220 21537 275 268 260 252 246

[ ] 2013- I

39 307 299 290 284 275

FUENTE: Procesos de Transferencia de Calor, Donald Q. Kern, Apendice, Tabla 19, pág.947

ANEXO BOMBAS

Especificación de bombaBomba

CentrifugaRadial

BombaCentrífuga(turbina)

Datos en la bomba i-C4

Presión máxima 350 50 40.8del sistema (bar)Intervalo de Temperatura (ºC) -240 a 500 -30 a 250 28Presión diferencial máxima por etapa

35 37.3

General (bar) 200Capacidad máxima (m3/s) 10 1.0 0.21Intervalo de eficiencia (%) 50-85 20 - 40 80%Costos relativos bajo ModeradoPrecio compra bajo moderadoInstalación bajo ModeradoMantenimiento bajo Moderado

Tabla: 4-20. Criterios y datos para la elección preliminar de las bombas de líquidos.Referencia: Libro Ulrich - Procesos de Ingeniería Química – Pág. 228

* Datos de eficiencia, obtenidos de la Fig. 4.2. Eficiencias típicas de las maquinas modernas de impulsión. Libro: Ulrich – Procesos de Ingeniería Química – Pág. 96

[ ] 2013- I

Especificación del Walas

Fuente: Walas- Chemical Process Equipment – Selection and Design/ Capítulo 7: Fluid Transport Equipmen, page: 144- Table: 7.2: Typical Performance of various Kinds of pumps

[ ] 2013- I

Figura para la presión de vapor

Fuente: Walas / Chemical Process Equitment / Selection and Desig –Vapor Pressure Isobutante / page: 146

[ ] 2013- I

ANEXO MATERIAL DE TUBERIAS

FUENTE: DISEÑO DE EQUIPOS E INSTALACIONES, Facultad de Ciencias Quimica, Universidad de Salamanca, Tuberias y Accesorio, pág. 4.5.

[ ] 2013- I

ANEXO AISLAMIENTO DE TUBERIAS

FUENTE: Procesos de transferencia de calor, Donald Kern, Apendice, Tabla 2, pág 903.

ANEXO CONDUCTIVIDAD DE MATERIAL

FUENTE: Procesos de Transferencia de Calor, Donald Q. Kern, pág. 34

[ ] 2013- I

ANEXO TURBINAS

FUENTE: GPSA, Data Book, Versión FPS, Volumes I & II, Sección 15, Figura 15-13, pág. 15-6.

Eficiencia= 76.5 %


Eficiencia perdida = 3.5%


Eficiencia= 99.9 %FUENTE: GPSA, Data Book, Versión FPS, Volumes I &

II, Sección 15, Figura 15-16, pág. 15-7

factor decorrección de velocidad=0.975

[ ] 2013- I

Fuente: Walas / Chemical Process Equitment / Selection and Desig –Vapor Pressure Isobutante / page: 146

[ ] 2013- I

ANEXO INTERCAMBIADORES

Fuente:

[ ] 2013- I

[ ] 2013- I

ANEXO TORRE DE ENFRIAMIENTO

Diseño de Plantas

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