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Simulación, integración de energía
y análisis económico de una planta
de acetona desde alcohol
isopropílico
Grado en Ingeniería Química
Trabajo Fin de Grado
Autor:
Marcos Leal Corbí
Tutor/es:
José Antonio Caballero Suárez
Septiembre 2021
1
ÍNDICE
RESUMEN ....................................................................................................................... 3
PALABRAS CLAVE ....................................................................................................... 3
AGRADECIMIENTOS .................................................................................................... 4
MEMORIA ....................................................................................................................... 5
1. OBJETO .................................................................................................................... 7
2. ANTECEDENTES .................................................................................................... 7
3. DESCRIPCIÓN DEL PROCESO ............................................................................. 8
4. REFERENCIAS ........................................................................................................ 9
5. MATERIAS PRIMAS ............................................................................................ 10
5.1. ALCOHOL ISOPROPÍLICO (2-PROPANOL) .............................................. 10
5.2. ACETONA ...................................................................................................... 10
5.3. HIDRÓGENO .................................................................................................. 11
6. SIMULACIÓN DEL PROCESO ............................................................................ 12
7. EXPLICACIÓN DEL ESQUEMA ......................................................................... 13
8. INTEGRACIÓN DE ENERGÍA DEL PROCESO DE PRODUCCIÓN DE
ACETONA ..................................................................................................................... 17
9. ESTUDIO ECONÓMICO....................................................................................... 28
9.1. PROPUESTA ECONÓMICA DE LA INTEGRACIÓN DE ENERGÍA. ...... 28
9.2. SOLUCIÓN FINAL - COSTE DE FABRICACIÓN ...................................... 29
9.3. PRESUPUESTO. ............................................................................................. 32
ANEXO I. COSTE DE LOS EQUIPOS ........................................................................ 33
1. INTERCAMBIADORES DE CALOR ............................................................... 37
2. BOMBAS ............................................................................................................ 40
3. SEPARADOR FLASH ........................................................................................ 41
4. COLUMNAS DE DESTILACIÓN ..................................................................... 42
2
5. COLUMNAS DE ABSORCIÓN ........................................................................ 44
6. REACTOR .......................................................................................................... 45
ANEXO II. COSTES DE LA MANO DE OBRA OPERATIVA .................................. 46
ANEXO III. COSTES DE LA MATERIA PRIMA. ...................................................... 49
ANEXO IV. ESPECIFICACIONES DE LOS EQUIPOS ............................................. 51
ANEXO V. SEGURIDAD ............................................................................................. 55
1. Tratamiento del alcohol isopropílico. .................................................................. 57
2. Tratamiento de la acetona .................................................................................... 57
3. Tratamiento del hidrógeno................................................................................... 58
4. Fichas de Seguridad ............................................................................................. 59
3
RESUMEN
En este proyecto se ha llevado a cabo la simulación del proceso de producción de acetona
mediante la deshidrogenación de alcohol isopropílico realizando, a continuación, un
análisis económico del proceso y una integración de energía mediante la tecnología Pinch.
En el análisis económico se realizará un estudio económico del proyecto mediante el
cálculo de los costes de los equipos, coste energético, coste de la mano de obra y de
materias primas.
Mediante la integración de energía se llevará a cabo un diseño de una red válida de
intercambiadores de calor entre las corrientes frías, corrientes calientes y servicios
adecuados para el óptimo aprovechamiento energético en el proceso.
PALABRAS CLAVE
2-Propanol, Deshidrogenación, Integración energética, Pinch, Costes, Simulación, Aspen
HYSYS.
4
AGRADECIMIENTOS
En primer lugar, quiero agradecer a mis padres y a mi hermano todo el ánimo y apoyo
que me han dado a lo largo de toda mi estancia en el grado. Sin ellos, los momentos de
dificultad habrían sido mucho peor.
También quisiera dar las gracias a todos los profesores que me han impartido clase a lo
largo de la carrera. Todos ellos han sido imprescindibles en mi formación.
Agradecimiento especial a mi tutor de Trabajo de Fin de Grado José Antonio Caballero
Suárez por su especial atención a la hora de resolver todas las dudas e incertidumbres que
me han ido surgiendo en la realización de este trabajo.
Agradecer, también, a los amigos surgidos desde el inicio de la carrera. Su amistad ha
conseguido que en estos cuatro duros años haya habido infinidad de momentos divertidos
y agradables. Estoy seguro de que lo construido estos años durará en el tiempo.
Y, por último, pero no menos importante, me gustaría dar las gracias a mi círculo cercano
de Elda por su apoyo y, sobre todo, paciencia y comprensión en mis ausencias, debido a
los estudios, algunos fines de semana.
A todos ellos muchas gracias.
5
MEMORIA
6
MEMORIA
1. OBJETO .................................................................................................................... 7
2. ANTECEDENTES .................................................................................................... 7
3. DESCRIPCIÓN DEL PROCESO ............................................................................. 8
4. REFERENCIAS ........................................................................................................ 9
5. MATERIAS PRIMAS ............................................................................................ 10
5.1. ALCOHOL ISOPROPÍLICO (2-PROPANOL) .............................................. 10
5.2. ACETONA ...................................................................................................... 10
5.3. HIDRÓGENO .................................................................................................. 11
6. SIMULACIÓN DEL PROCESO ............................................................................ 12
7. EXPLICACIÓN DEL ESQUEMA ......................................................................... 13
8. INTEGRACIÓN DE ENERGÍA DEL PROCESO DE PRODUCCIÓN DE
ACETONA ..................................................................................................................... 17
9. ESTUDIO ECONÓMICO....................................................................................... 28
9.1. PROPUESTA ECONÓMICA DE LA INTEGRACIÓN DE ENERGÍA. ...... 28
9.2. SOLUCIÓN FINAL - COSTE DE FABRICACIÓN ...................................... 29
9.3. PRESUPUESTO. ............................................................................................. 32
7
1. OBJETO
El objetivo de este proyecto es realizar con éxito la simulación de una planta de
producción de acetona a partir de alcohol isopropílico. El desarrollo y simulación de este
proceso se llevará a cabo mediante el software informático Aspen HYSYS v.10.
A su vez, se ha de realizar la integración de energía de dicho proceso, desarrollando una
red de intercambiadores de calor válida mediante el uso de la tecnología Pinch.
Por último, dentro de los objetivos entra el desarrollo de un estudio económico, en el cual
se calcularán y analizarán tanto los costes de los equipos como los de los servicios
externos empleados con el fin de obtener una idea de los costes totales que supone llevarlo
a cabo.
2. ANTECEDENTES
En este proyecto se ha desarrollado la simulación e integración de energía del proceso de
producción de la acetona mediante la deshidrogenación del alcohol isopropílico, en la que
se libera hidrógeno.
Sin embargo, este proceso no es el más común en la industria. El proceso más empleado
para producir acetona es en el que ésta se forma como un subproducto en la producción
del fenol. En dicho proceso, el benceno es alquilado en cumeno. Seguidamente, dicho
cumeno es oxidado formándose hidroperóxido de cumeno y, por último, se lleva a cabo
su rotura resultando como producto el fenol y subproducto la acetona.
A pesar de no ser el proceso predominante y ser más costoso, la deshidrogenación del
alcohol isopropílico para producir acetona se muestra como una alternativa viable
comercialmente y varias plantas están en funcionamiento usando este proceso. La
principal ventaja de este proceso es que la acetona producida está limpia de trazas de
componentes aromáticos, especialmente benceno. Es por este motivo por el que la acetona
producida a partir del alcohol isopropílico es bastante demandada en la industria
farmacéutica, ya que en ésta existen fuertes restricciones en el uso de solventes.
8
3. DESCRIPCIÓN DEL PROCESO
Tal y como se ha mencionado anteriormente, el proceso utilizado en mayor proporción
para la obtención de acetona es aquel en el que se obtiene dicho compuesto en grandes
cantidades como un subproducto de la producción del fenol a partir de la oxidación del
cumeno.
Sin embargo, el proceso objeto de este estudio es aquel el cual se obtiene acetona a partir
de la deshidrogenación alcohol isopropílico (2-Propanol). Este proceso es una alternativa
comercial al anteriormente mencionado. La principal ventaja de esta reacción es que la
acetona resultante está libre de trazas de compuestos aromáticos, especialmente de
benceno. Es por esto que la acetona producida mediante la deshidrogenación del alcohol
isopropílico tiene gran uso en la industria farmacéutica, ya que existen unas estrictas
restricciones impuestas a los disolventes por parte de la Administración de Medicamentos
y Alimentos (FDA) de los Estados Unidos. La reacción es la siguiente:
(𝐶𝐻3)2𝐶𝐻𝑂𝐻 → (𝐶𝐻3)2𝐶𝑂 + 𝐻2
Las condiciones para esta reacción son normalmente 2 bares y 350ºC, obtenido unos
valores de conversiones dentro del intervalo 85%-92%.
En este proceso, la mezcla azeotrópica de agua y 2-Propanol (88% en peso) se vaporiza
y se alimenta a un lecho catalítico en un reactor especialmente diseñado para permitir una
transferencia de calor eficiente. La reacción endotérmica ocurre en un único paso en fase
gas y la mezcla de agua/2-Propanol que queda sin reaccionar se recircula. El hidrógeno
producido, el cual es un subproducto valioso en esta operación, se separa del resto de
componentes por condensación mientras que la acetona se separa por destilación.
En el apartado 6, correspondiente a la simulación del proceso químico en el programa
Aspen HYSYS v10, se detalla todas las operaciones realizadas en los distintos equipos
utilizados en el proceso a lo largo de la simulación.
9
4. REFERENCIAS
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2-propanol. Industrial and Engineering Chemistry Research, 50(3), 1206–1218.
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QUIMIPUR, S. L. U. (2011). FICHA DE DATOS DE SEGURIDAD ACETONA 1.
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Speight, J. G. (2002). Chemical and process design handbook. McGraw-Hill.
10
Turton, R., Withing, W. B., Shaeiwitz, J. A., Bhattacharyya, D., & Bailie, R. C. (2018).
Analysis, Synthesis and Design of Chemical Processes (5th ed.).
5. MATERIAS PRIMAS
Los compuestos que intervienen en este proceso como materias primas son el agua y el
alcohol isopropílico, mientras que los productos son la acetona y el hidrógeno. A
continuación, se introducirá una breve descripción de estos compuestos.
5.1. ALCOHOL ISOPROPÍLICO (2-PROPANOL)
El alcohol isopropílico, conocido también como isopropanol, 2-propanol o IPA, es un
compuesto orgánico líquido, volátil e incoloro, de fuerte olor, altamente inflamable,
tóxico y soluble en agua. Como muchos otros alcoholes, reacciona con oxidantes fuertes.
Este compuesto es usado para síntesis orgánicas y como intermedio químico, funciona,
también, como disolvente para ceras, aceites vegetales, resinas naturales y sintéticas,
ésteres y éteres de celulosa. También está extendido su uso como antisépticos y como
desinfectante debido a sus propiedades antimicrobianas.
Los usos más comunes de este alcohol son en limpieza, como desinfectante, en el sector
farmacéutico, en medicina y en automoción.
Como todos los alcoholes, estructuralmente está formado por un alcano; en este caso, el
propano. Éste le da la característica de lipófilo (capacidad para disolver grasas) y se
encuentra unido a un grupo hidroxilo (-OH), que se confiere la característica de hidrófilo.
Para obtener más información acerca las propiedades y los riesgos del alcohol
isopropílico, es recomendable consultar la ficha de seguridad en el Anexo V. Seguridad.
5.2. ACETONA
La acetona, también conocida como dimetilformaldehido, quetona o propanona, es el
producto principal y deseado en todo este proceso. Es una sustancia química de fórmula
CH3(CO)CH3 perteneciente al grupo de las cetonas que se encuentra presente en la
11
naturaleza, contenida en plantas (cebollas, tomates, uvas), en alimentos tales como la
leche, en árboles, en los gases volcánicos, en incendios forestales e incluso en el cuerpo
humano. También se encuentra en los gases de combustión de los vehículos, el humo del
tabaco y en rellenos de seguridad. Los procesos industriales aportan una mayor cantidad
de acetona al ambiente que los procesos naturales.
Es un líquido incoloro y volátil con olor dulce. Es un componente altamente inflamable,
que tiene baja toxicidad y es completamente miscible en agua a 20 ºC y en otros solventes
orgánicos como el benceno y etanol.
A nivel industrial, la acetona es frecuentemente usada como un solvente industrial en la
producción de pinturas, barnices y lacas; además, también es útil en otras industrias como
en la industria del cuero, de la fotografía y en la del caucho. También tiene otras funciones
como producto químico intermedio en la producción de componentes como el ácido
acético y la metil isobutil cetona, así como algunos explosivos. Además, también se usa,
en cantidades limitadas, en productos del hogar, cosméticos y productos para el cuidado
personal.
Para obtener más información acerca las propiedades y los riesgos de la acetona, es
recomendable consultar la ficha de seguridad en el Anexo V. Seguridad.
5.3. HIDRÓGENO
El hidrógeno, o dihidrógeno, es el subproducto resultante de este proceso. El hidrógeno
es un gas incoloro, inodoro e inflamable a temperatura ambiente. No es un gas tóxico, sin
embargo, puede causar asfixia debido a que desplaza el oxígeno en el aire.
Es un gas que se emplea en la síntesis del amoniaco, como combustible alternativo y,
recientemente, para el suministro de energía en las pilas de combustibles.
Este compuesto tiene gran relevancia en la industria química y petroquímica. La principal
aplicación del H2 es para el refinado de combustibles fósiles y en la síntesis de amoniaco.
Para obtener más información acerca las propiedades y los riesgos del hidrógeno, es
recomendable consultar la ficha de seguridad en el Anexo V. Seguridad.
12
6. SIMULACIÓN DEL PROCESO
Con el fin de desarrollar el proyecto y llevar a cabo la simulación de la planta de
producción de acetona se ha hecho uso de la herramienta informática Aspen HYSYS
V.10.
Aspen HYSYS es un software de simulación de procesos químicos, desde operaciones
unitarias hasta planta químicas y refinerías. Es un programa cuyo uso está muy extendido
en la industria química debido a su fiabilidad y a la amplia gama de equipos y biblioteca
de compuestos con la que cuenta.
Cabe destacar que se ha partido de unos datos iniciales provenientes de una planta de
producción de acetona estudiada previamente por Turton et al (2018). A lo largo de la
simulación, se han producido pequeñas modificaciones en algunas de las condiciones con
el fin de intentar optimizar el proceso.
En cuanto a cómo se ha llevado a cabo dicha simulación, primeramente, se han
introducido todos los componentes que intervienen en la reacción junto con la cinética y
estequiometría de la misma. Se ha usado el paquete termodinámico ‘’UNIQUAC’’, ya
que es un modelo adecuado para equilibrios líquido-líquido (LLE) y líquido-vapor (VLE).
A continuación, se ha procedido a realizar el esquema de la simulación en el ‘’Flowsheet
Case’’ seleccionando todos los equipos involucrados en el proceso, indicando las
composiciones y condiciones de las corrientes y añadiendo las especificaciones
necesarias en cada uno de los equipos.
Los datos obtenidos en cada corriente del proceso como resultado de la simulación
realizada se encuentran en la Tabla 7.1, mientras que la Figura 7.1 muestra el esquema de
la simulación en Aspen HYSYS.
13
7. EXPLICACIÓN DEL ESQUEMA
Tal y como se puede observar en el esquema, la corriente de partida, con un 88% en peso
de alcohol isopropílico y tras haber introducido las especificaciones pertinentes, se une
con alcohol isopropílico que ha quedado sin reaccionar (corriente 18) para formar la
corriente 1. Esta corriente es impulsada mediante una bomba (P-100) y evaporizada antes
de entrar a un reactor de flujo pistón (PFR-100) isotermo, donde se produce la reacción
anteriormente indicada.
La corriente de salida del reactor (6), formada por acetona, alcohol isopropílico, agua e
hidrógeno, es enfriada mediante un intercambiador de calor (E-103) e introducida en un
separador flash (V-100). En este equipo ocurre la separación de fases gas-líquido en la
corriente de entrada, de forma que se obtienen dos corrientes de salida: un caudal en fase
líquida (8) y en fase gas (9).
Seguidamente, el gas saliente del separador flash (9) es lavado con agua en una columna
de absorción (T-100) para recuperar la acetona de dicha corriente y mezclarla con el
líquido saliente del separador (8) para introducirse en las columnas de destilación.
Por último, el objetivo de las columnas de destilación (T-101, T-102) es separar la
acetona, que es el producto deseado, y el exceso de agua del alcohol isopropílico no usado
durante el proceso.
El alcohol isopropílico (18) es recirculado para ser aprovechado otra vez en el proceso
mediante su incorporación a la corriente inicial.
Todas las especificaciones y detalles de todos los equipos se encuentran recogidos en el
Anexo IV. Especificaciones de los equipos.
14
Figura 7.1. Esquema del proceso de deshidrogenación del alcohol isopropílico en Aspen HYSYS v.10.
15
A continuación, se muestran los datos de las condiciones y composiciones de las distintas
corrientes del proceso mostrado en la Figura 7.1.
Tabla 7.1. Condiciones y composiciones de las corrientes del proceso
Nombre de la corriente Isopropyl Alcohol 1 2 3 4
Fracción de vapor 0,00 0,00 0,00 0,00 1,00
Temperatura (oC) 25,00 29,34 29,40 100,36 100,38
Presión (kPa) 100,00 100,00 216,00 216,00 216,00
Flujo molar [kmol/h] 51,96 55,97 55,97 55,97 55,97
Flujo másico [tonelada/h] 2,44 2,63 2,63 2,63 2,63
Composición
2-Propanol 0,8800 0,6869 0,6869 0,6869 0,6869
Acetona 0,0000 0,0006 0,0006 0,0006 0,0006
H2O 0,1200 0,3125 0,3125 0,3125 0,3125
Hidrógeno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000
Nombre de la corriente 5 6 7 8 9
Fracción de vapor 1,00 1,00 0,45 0,00 1,00
Temperatura (oC) 350,00 350,00 20,00 20,00 20,00
Presión (kPa) 216,00 191,00 163,00 163,00 163,00
Flujo molar [kmol/h] 55,97 91,66 91,66 50,84 40,82
Flujo másico [tonelada/h] 2,63 2,63 2,63 2,28 0,35
Composición
2-Propanol 0,6869 0,0300 0,0300 0,0521 0,0023
Acetona 0,0006 0,3898 0,3898 0,6126 0,1123
H2O 0,3125 0,1908 0,1908 0,3351 0,0111
Hidrógeno 0,0000 0,3894 0,3894 0,0002 0,8743
16
Tabla 7.1. Condiciones y composiciones de las corrientes del proceso
Nombre de la corriente 10 Process Water 11 12 13
Fracción de vapor 0,00 0,00 1,00 0,00 0,00
Temperatura (oC) 26,00 25,00 34,66 21,39 95,52
Presión (kPa) 163,00 200,00 150,00 163,00 150,00
Flujo molar [kmol/h] 21,02 20,00 39,80 71,86 38,79
Flujo másico [tonelada/h] 0,46 0,36 0,25 2,73 0,82
Composición
2-Propanol 0,0044 0,0000 0,0001 0,0382 0,0707
Acetona 0,0906 0,0000 0,0674 0,4599 0,0009
H2O 0,9050 1,0000 0,0360 0,5017 0,9284
Hidrógeno 0,0000 0,0000 0,8966 0,0002 0,0000
Nombre de la corriente 14 15 16 Wastewater Acetone
Fracción de vapor 1,00 1,00 0,00 0,00 0,00
Temperatura (oC) 65,85 50,00 109,32 45,00 50,00
Presión (kPa) 140,00 140,00 140,00 126,00 140,00
Flujo molar [kmol/h] 33,07 0,01 34,77 34,77 33,06
Flujo másico [tonelada/h] 1,92 0,00 0,63 0,63 1,92
Composición
2-Propanol 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000
Acetona 0,9985 0,5850 0,0000 0,0000 0,9986
H2O 0,0012 0,0005 1,0000 1,0000 0,0012
Hidrógeno 0,0004 0,4145 0,0000 0,0000 0,0002
Nombre de la corriente Hydrogen 17 18
Fracción de vapor 1,00 0,00 0,00
Temperatura (oC) 34,67 83,84 83,84
Presión (kPa) 140,00 120,00 120,00
Flujo molar [kmol/h] 39,82 4,02 4,01
Flujo másico [tonelada/h] 0,25 0,19 0,19
Composición
2-Propanol 0,0001 0,6825 0,6816
Acetona 0,0675 0,0083 0,0084
H2O 0,0360 0,3092 0,3100
Hidrógeno 0,8964 0,0000 0,0000
17
8. INTEGRACIÓN DE ENERGÍA DEL PROCESO DE PRODUCCIÓN
DE ACETONA
La mayoría de los procesos industriales involucran transferencias de calor, ya sea de una
corriente de proceso a otra corriente de proceso o de una corriente de servicio auxiliar a
una corriente de proceso.
A consecuencia de los dos grandes problemas de la industria moderna: el alto coste de los
combustibles y la energía y la aparición de leyes verdes debido al deterioro ambiental,
algunos de los procesos industriales se han vuelto ineficientes. Esto ha llevado a buscar
en cualquier diseño de un proceso industrial la maximización de la recuperación de calor
dentro del mismo proceso y la minimización de servicios auxiliares. Para lograr este
objetivo, se requiere realizar una integración de energía en la cual se configure una red
de intercambio de calor apropiada.
Cabe destacar que el esquema del proceso en la Figura 7.1. no es del todo realista, puesto
que implicaría que todos los equipos de enfriamiento (coolers) y calentamiento (heaters)
se van a llevar a cabo en intercambiadores de calor independientes haciendo uso de
servicios externos.
Esto no es así debido a que, mediante la integración de energía realizada al proceso, se ha
podido diseñar una red de intercambiadores de calor válida cuyo objetivo es utilizar la
menor cantidad de equipos y de servicios externos conllevando, esto, un menor coste del
proceso. En esta red ocurre un intercambio de calor entre algunas corrientes frías y
calientes del proceso. Para obtener los detalles de dicha red, se ha hecho uso de la
tecnología Pinch.
La tecnología Pinch para la integración energética consiste en proponer una red de
transferencia de calor óptima entre las diferentes corrientes del proceso. El objetivo de
esto es aprovechar al máximo todas las posibilidades de calentamiento y enfriamiento
entre las propias corrientes, disminuyendo la necesidad de utilizar fuentes externas.
Para poder detallar en qué consiste la integración energética de un proceso, primero se ha
de aclarar una serie de definiciones:
18
- Corrientes de proceso: Son corrientes de materia que se transportan de un equipo
a otro (como reactores, separadores, etc). Son alimentaciones y productos que
necesitan calentarse o enfriarse. Este calentamiento o enfriamiento puede llevarse
a cabo en uno varios equipos (cambiadores de calor).
Las corrientes de proceso se pueden clasificar en:
o Corrientes calientes. Son aquellas corrientes que disminuyen su energía
(la temperatura de salida es menor que la temperatura de entrada o existe
condensación).
o Corrientes frías. Son aquellas corrientes que aumentan su energía (la
temperatura de salida es mayor que la temperatura de entrada o existe
evaporación).
- Servicios. Son medios externos, no del proceso, con los que se aporta o se elimina
el calor que no es posible aportar o eliminar únicamente con las corrientes del
proceso. Esto es posible a través de una corriente de materia (vapor, agua) o
indirectamente (fuego directo, radiación, etc).
En integración energética, el dato más importante de una corriente es su valor energético
(entalpía, calor específico, calor latente, etc). También son relevantes otros datos como
los caudales y las temperaturas de entrada y salida de las corrientes.
Tanto el calor intercambiado como las temperaturas de entrada y salida pueden ser
obtenidas mediante el software Aspen HYSYS v.10. con el que se ha llevado a cabo la
simulación. Por lo tanto, mediante la Ecuación 8.1, es posible obtener el valor del
producto del flujo másico (F) y la capacidad calorífica de las corrientes (Cp).
𝑄 = ∫ 𝐹 · 𝐶𝑝 · 𝑑𝑇𝑇𝑠𝑎𝑙
𝑇𝑒𝑛𝑡
= 𝐹 · 𝐶𝑝 · (𝑇𝑠𝑎𝑙 − 𝑇𝑒𝑛𝑡) (8.1)
Los datos obtenidos tanto mediante la Ecuación 8.1 como por el simulador del proceso se
han resumido en la Tabla 8.1, indicando cuáles son las corrientes calientes (H) y cuáles
son las frías (C).
19
Tabla 8.1. Datos sobre las distintas corrientes que intercambian calor.
Se puede observar que en la Tabla 8.1 existen unos datos de temperatura de entrada y
salida modificados (T*ent y T*sal). Estos datos se han obtenido a consecuencia de haber
establecido un ΔTmin o ‘’temperatura de aproximación mínima’’ y haber sumado a las
corrientes frías ΔTmin/2 y restado dicho valor a las calientes.
La temperatura de aproximación mínima representa la menor diferencia de temperaturas
que puede existir entre una corriente fría y una caliente a lo largo del intercambiador de
calor, para que la transferencia sea efectiva. Esto quiere decir que tanto la diferencia de
temperatura entre la entrada del fluido caliente y la salida del fluido frío como entre la
salida del fluido caliente y la entrada del fluido frío deben ser iguales o superiores al ΔTmin
fijado.
Cuanto menor sea el valor de ΔTmin seleccionado, mayor será el área de transferencia
necesaria en los intercambiadores (aumentando los costes de instalación y
mantenimiento) pero menores serán los requerimientos de utilidades (disminuyendo los
costes de operación). Es por ello por lo que lo adecuado sería un ΔTmin con valor
intermedio. Se ha considerado, en este proyecto, un valor de ΔTmin de 10 ºC.
A continuación, para conocer la temperatura a la que se produce el pinch y la cantidad
óptima de energía que se debe suministrar y/o extraer del proceso mediante servicios fríos
y calientes, se debe diseñar un diagrama de cascada. Para ello, se han de ordenar las
temperaturas modificadas de manera que sea posible conocer en cada intervalo el calor
intercambiado neto, significando el signo negativo que la corriente fría está demandando
calor y el signo positivo que las corrientes calientes están aportando calor.
NOMBRE INTERCAMBIADOR Tent (ºC) Tsal (ºC) T*ent (ºC) T*sal (ºC) Q (kW) F·Cp (kW/K)
C1 E-100 29,73 100,4 34,73 105,4 176,7343652 2,500840034
C2 E-101 100,4 101,4 105,4 106,4 610,5683306 610,5683306
C3 E-102 101,4 350 106,4 355 393,1256753 1,581358308
C4 ReboilerCOL2 90,25 95,5 95,25 100,5 4798,322379 913,9661673
C5 ReboilerCOL3 109,3 110,3 114,3 115,3 448,7600309 448,7600309
H1 E-103 350 20 345 15 1030,749216 3,123482474
H2 CondenserCOL2 65,86 64,85 60,86 59,85 4409,582906 4365,923669
H3 CondenserCOL3 84,48 83,97 79,48 78,97 52,11975888 102,1956056
H4 E-104 109,3 45 104,3 40 47,03938894 0,731561259
20
El diagrama de cascada muestra la cantidad neta de energía en cada intervalo de
temperatura. Como la energía puede ser transferida a través de un gradiente de
temperatura, si hay energía en exceso en un intervalo de temperatura, esta energía puede
ser descargada en cascada al próximo nivel de temperatura.
Se puede apreciar que primero se ha calculado un flujo de calor de la cascada que no es
factible, esto se debe a que no puede circular un flujo de calor negativo. Para solucionar
esto y hacer la cascada de calor factible, se localizará el flujo de calor más negativo y se
añadirá dicho valor en la parte superior de la cascada. Dicho valor, el más alto en la
cascada, será la cantidad de calor que deberán aportar los servicios calientes, y el punto
de pliegue o pinch se encontrará donde anteriormente estaba el valor más negativo del
flujo no factible.
Tabla 8.2. Diagrama de cascada del proceso.
T (ºC) Q caliente (kW) Q frío (kW) Q neto (kW) Q flow no-
factible (kW) Q flow
factible (kW)
355 0 5489,449564
345 0 15,81358308 -15,8135831 -15,81358308 5473,635981
115,3 717,4639243 363,2380033 354,225921 338,4123379 5827,861902
114,3 3,123482474 450,3413892 -447,217907 -108,8055688 5380,643996
106,4 24,67551155 12,49273063 12,18278091 -96,62278789 5392,826776
105,4 3,123482474 610,5683306 -607,444848 -704,067636 4785,381928
104,3 3,435830722 2,750924038 0,684906684 -703,3827293 4786,066835
100,5 14,64916619 9,503192131 5,145974055 -698,2367552 4791,212809
95,25 20,2389796 4811,451789 -4791,21281 -5489,449564 0
79,48 60,79403967 39,43824734 21,35579233 -5468,093772 21,35579233
78,97 54,08583118 1,275428418 52,81040277 -5415,283369 74,16619509
60,86 69,814842 45,29021302 24,52462898 -5390,75874 98,69082408
59,85 4413,4765 2,525848435 4410,950652 -979,8080888 4509,641476
40 76,5226181 49,64167468 26,88094342 -952,9271454 4536,522419
34,73 16,46075264 13,17942698 3,281325658 -949,6458197 4539,803745
15 61,62630922 0 61,62630922 -888,0195105 4601,430054 H1 H2 H3 H4 C1 C2 C3 C4 C5
21
Tal y como se puede observar en la Tabla 8.2, tras haber realizado el diagrama de cascada,
se puede concluir que los servicios calientes van a aportar al proceso 5489,4495 kW
mientras que los fríos van a demandar al proceso 4601,43 kW. También se observa que
el punto pinch se encuentra en 95,25 ºC, por lo que el intervalo está entre 90,25 y 100,25
ºC.
Una vez se conoce la cantidad de energía aportada y demandada por los servicios calientes
y fríos, respectivamente, es necesario conocer cuáles son dichos servicios.
El objetivo general es aumentar al máximo el uso de los servicios más baratos y minimizar
el uso de los más caros. Las curvas compuestas indican la cantidad de energía necesaria
para los servicios, pero no indican claramente cuánta energía debe ser aportada o
demandada por cada servicio, es decir, no permite calcular los servicios más adecuados.
Por este motivo, es preferible construir la Gran Curva Compuesta, con la que se puede
obtener dicha información de manera directa.
La Gran Curva Compuesta se construye con las temperaturas modificadas en el eje Y y
el flujo de calor factible del diagrama de cascada en el eje X.
Figura 8.1. La Gran Curva Compuesta
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000
Tem
per
atu
ra*
(ºC
)
H (kW)
FD
Vapor BP
AguaLíquido refrigerante
22
Tal y como se observa en La Gran Curva Compuesta (Figura 8.1.), se ha hecho uso de
agua fría y líquido refrigerante como servicio frío, y fuego directo y vapor a baja presión
como servicios calientes. Las características de dichos servicios se encuentran recogidas
en la Tabla 8.3.
A continuación, se debe realizar una serie de cálculos siguiendo unas reglas heurísticas
para conocer el número de intercambiadores de calor que serán necesarios para la
construcción de la red tanto por encima como por debajo del punto de pinch. Esta red se
puede ver representada en la Figura 8.2 mediante lo que se conoce como un diagrama de
rejilla.
La primera regla heurística para la generación de la red es que el número de corrientes
que salen (se alejan) del punto de pinch debe ser mayor o igual que el número de
corrientes que entra (se acerca) al punto de pinch.
𝑁𝐶𝑠𝑎𝑙𝑒𝑛 ≥ 𝑁𝐶𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑛
En el intercambiador de calor, la salida de la corriente fría no puede tener mayor
temperatura que la entrada de la corriente caliente, ni la salida de la corriente caliente
puede tener menor temperatura que la entrada de la fría. Para evitar esto, la segunda regla
heurística afirma que el valor de F·Cp de la corriente que se aleja del pinch en un
intercambio debe ser mayor o igual que el F·Cp de la corriente que se acerca al pinch.
𝐹 · 𝐶𝑝𝑠𝑎𝑙𝑒 ≥ 𝐹 · 𝐶𝑝𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎
Por último, la tercera regla heurística es que el sumatorio de F·Cp de las corrientes
restantes que se alejan del pinch no puede ser menor que el sumatorio de las F·Cp de las
corrientes restantes
∑ 𝐶𝑝𝑠𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒𝑠 𝑟𝑒𝑠𝑡𝑎𝑛𝑡𝑒𝑠 ≥ ∑ 𝐶𝑝𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑛𝑡𝑒𝑠 𝑟𝑒𝑠𝑡𝑎𝑛𝑡𝑒𝑠
23
Figura 8.2. Diagrama de rejilla de la RCC
24
Tabla 8.3. Características de los servicios extenos
Una vez se haya elegido las corrientes que van a entrar al intercambiador de calor,
habiendo seguido la segunda regla heurística y sabiendo que el calor intercambiado es el
valor más pequeño de los calores de las dos corrientes, se procede a obtener la temperatura
de entrada o salida de la corriente que no ha intercambiado todo su calor en este
intercambiador de calor. Dicha temperatura se obtiene igualando con las siguientes
expresiones:
𝑄𝑐𝑜𝑟𝑟𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 𝑓𝑟í𝑎 = 𝑄𝑐𝑜𝑟𝑟𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 (8.2)
𝐹𝐶𝑝𝑓𝑟í𝑜 · (𝑇𝑠𝑎𝑙 𝑓𝑟í𝑜 − 𝑇𝑒𝑛𝑡 𝑓𝑟í𝑜) = 𝐹𝐶𝑝𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 · (𝑇𝑒𝑛𝑡 𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 − 𝑇𝑠𝑎𝑙 𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒) (8.3)
A continuación, se expone un ejemplo de cómo se ha realizado estos cálculos por encima
del punto de pinch.
Partiendo de esta tabla de datos iniciales de las corrientes por encima del pinch (Tabla
8.3) con datos obtenidos del diagrama de rejilla.
Tent (oC) Tsal (oC) h (kJ/h·m2·C) Cost Index (Cost/kJ)
Vapor a baja presión 125 124 2,93E+04 0,00684
Vapor a media presión 175 174 2,16E+04 0,00792
Vapor a alta presión 250 249 2,16E+04 0,009
Fuego directo 1000 400 4,00E+02 0,0152964
Agua 20 25 1,35E+04 7,65E-04
Líquido refrigerante -25 -24 4680 9,86E-03
25
Tabla 8.3. Datos de partida de las corrientes por encima del Pinch
CORRIENTE Tent (ºC) Tsal (ºC) FCp (kW/h) Q (kW)
H1 350 100,25 3,12 780,09
H4* 109,3 100,25 0,732 6,62
C1* 90,25 100,4 2,50 25,38
C2 100,4 101,4 610,57 610,57
C3 101,4 350 1,58 395,13
C4 90,25 95,5 915,97 4798,33
C5 109,5 110,3 448,76 448,76 *corrientes entre las que se va a intercambiar calor
Se observa que existe la posibilidad de intercambio de calor entre las corrientes H1 y C4.
El calor intercambiado sería 780,09 kJ. Por lo tanto, habría que obtener la temperatura de
entrada/salida de la corriente H1/C4. El intercambio viene representado por el siguiente
esquema (Figura 8.3.):
Figura 8.3. Representación de un intercambiador de calor
Haciendo uso de la ecuación mencionada anteriormente:
𝐹𝐶𝑝𝑓𝑟í𝑜 · (𝑇𝑠𝑎𝑙 𝑓𝑟í𝑜 − 𝑇𝑒𝑛𝑡 𝑓𝑟í𝑜) = 𝐹𝐶𝑝𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 · (𝑇𝑒𝑛𝑡 𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 − 𝑇𝑠𝑎𝑙 𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒)
𝑇𝑠𝑎𝑙 𝑓𝑟í𝑜 =𝐹𝐶𝑝𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 · (𝑇𝑒𝑛𝑡 𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒 − 𝑇𝑠𝑎𝑙 𝑐𝑎𝑙𝑖𝑒𝑛𝑡𝑒)
𝐹𝐶𝑝𝑓𝑟𝑖𝑜+ 𝑇𝑒𝑛𝑡 𝑓𝑟í𝑜
𝑇𝑠𝑎𝑙 𝑓𝑟í𝑜 = 92,898 0𝐶
H4
4H2
C1
12
100,255 109,3
90,25 ¿?
26
Una vez realizado este cálculo, se puede añadir el primer cambiador al diagrama de rejilla
por encima del pinch, quedando de la siguiente forma:
Tabla 8.4. Datos de las corrientes después de realizar el primer cálculo de intercambio de calor
CORRIENTE Tent (ºC) Tsal (ºC) FCp (kW/h) Q (kW)
H1 350 100,25 3,12 780,089
C1* 92,898248 100,4 2,5 18,76288
C2 100,4 101,4 610,569 610,569
C3 101,4 350 1,58 395,1256
C4 90,25 95,5 915,966 4798,332
C5 109,5 110,3 448,76 448,76 *corriente modificada debido al intercambio de calor
Este proceso se repetirá hasta que ya no sea posible realizar ningún intercambio de calor
entre las corrientes restantes.
Figura 8.4. Antes y después del primer intercambiador en el diagrama de rejilla encima del Pinch
27
De forma análoga, también se llevarán a cabo estos cálculos para las corrientes por debajo
del pinch.
Las corrientes que, después de haber realizado todos los intercambios posibles entre
corrientes, no hayan llegado a la temperatura debida deberán ser introducidas en
intercambiadores en los cuales el calor será aportado o demandado por servicios calientes
o fríos.
28
9. ESTUDIO ECONÓMICO.
9.1. PROPUESTA ECONÓMICA DE LA INTEGRACIÓN DE ENERGÍA.
Como se ha ido mencionando en los apartados anteriores, se ha hecho uso tanto de
intercambiadores de calor en las que únicamente intervienen corrientes del proceso como
en las que es necesario aportar o demandar energía mediante servicios externos.
En este apartado se valora la diferencia entre el aprovechamiento de las propias corrientes
del proceso para intercambiar energía o el uso de servicios calientes o fríos para todos los
intercambios.
Los costes de los servicios usados en el proceso con integración de energía están
recogidos en la siguiente tabla (Tabla 9.1.1.):
Tabla 9.1.1. Coste los servicios externos en un año
Tent (ºC) Tsal (ºC) Cost Index ($/kJ) Q (kJ/s) Coste Servicios ($/h) Coste Servicios ($/año)
Vapor a baja presión 125 124 1,90E-06 5096,799 34,86 305.392,06
Vapor a media presión 175 174 2,20E-06 0 0 0
Vapor a alta presión 250 249 2,50E-06 0 0 0
Fuego directo 1000 400 4,25E-06 393,126 6,01 52.677,44
Agua 20 25 2,13E-07 4502,115 3,44 30.170,47
Líquido refrigerante -25 -24 2,74E-06 99,369 0,98 8.583,21
COSTE TOTAL ($/año) 396.823,18
Mientras que los costes de los servicios usados en el proceso sin tener en cuenta la
integración de energía, es decir, sustituyendo los intercambiadores de calor entre
corrientes por intercambiadores con servicios externos se encuentran en la Tabla 9.1.2.
Tabla 9.1.2. Costes de los servicios externos en un año sin integración de energía
Tent (ºC) Tsal (ºC) Cost Index ($/kJ) Q (kJ/s) Coste Servicios ($/h) Coste Servicios ($/año)
Vapor a baja presión 125 124 1,90E-06 6034,809 41,28 361.596,10
Vapor a media presión 175 174 2,20E-06 0 0 0
Vapor a alta presión 250 249 2,50E-06 0 0 0
Fuego directo 1000 400 4,25E-06 393,126 6,01 52677,44
Agua fría 20 25 2,13E-07 5440,125 4,16 36456,452
Líquido refrigerante -25 -24 2,74E-06 99,369 0,98 8583,21
COSTE TOTAL ($/año) 459.313,20
29
El aprovechamiento de las propias corrientes del proceso supone un ahorro en los costes
de los servicios de un 13,06%, ya que se haría más uso de los servicios vapor a baja
presión y agua fría.
9.2. SOLUCIÓN FINAL - COSTE DE FABRICACIÓN
En el estudio económico se ha obtenido el valor de los costes de equipos, de las materias,
de la mano obra y de los diferentes servicios utilizados en el proceso. Todos los detalles
sobre el cálculo de dichos valores se encuentran recogidos en los distintos anexos (Anexo
I. Costes de los equipos; Anexo II. Costes de mano de obra operativa; Anexo III. Coste
de la materia prima).
En la siguiente tabla (Tabla 9.2.1) se observa un resumen de los distintos costes:
Tabla 9.2.1. Resumen de los costes de la planta
Coste de los equipos, ∑CBM ($) 2.955.003,98
Coste de la mano de obra operativa, COL ($/año) 700.000
Coste de la materia prima, CRM ($/año) 14.987.763,55
Coste de los servicios, CUT ($/año) 396.823,19
Como se trata de una planta de producción nueva, para obtener el valor de la Inversión de
Capital Fija (𝐹𝐶𝐼) se calculará el denominado “Cost of a Grassroot Design”. Para ello, se
hará uso de las ecuaciones 9.2.1 y 9.2.2.
𝐶𝑇𝑀 = ∑ 𝐶𝑇𝑀,𝑖 = 1,18 ∑ 𝐶𝐵𝑀,𝑖
𝑛
𝑖=1
𝑛
𝑖=1
(9.2.1)
𝐶𝐺𝑅 = 𝐶𝑇𝑀 + 0,50 · ∑ 𝐶𝐵𝑀,𝑖𝑜
𝑛
𝑖=1
(9.2.2)
Donde n representa el número total de equipos en el proceso.
30
Cabe destacar que los denominados Bare Module Cost (𝐶𝐵𝑀) están explicados y
calculados en el Anexo I. Coste de los equipos y que el parámetro 𝐶𝐵𝑀𝑜 hace referencia al
Bare Module Cost de los equipos considerando que estos trabajan a presión ambiental y
están hechos de acero al carbón.
En este caso, el parámetro 𝐶𝐵𝑀𝑜 tiene el mismo valor que 𝐶𝐵𝑀 ya que, tal y como se aprecia
en el Anexo I. Coste de los equipos, el Pressure Factor (𝐹𝑃) tiene un valor de 1 en todos
los equipos y dicho valor no cambiaría considerando la presión de trabajo de los equipos
como presión ambiental.
𝐶𝑇𝑀 = 1,18 · 2.955.003,97 = 3.486.904,69$
𝐹𝐶𝐼 = 𝐶𝐺𝑅 = 3.486.904,69 + 0,5 · 2.955.003,97 = 4.964.406,68$
El valor de la inversión fija capital (𝐹𝐶𝐼) es de 4.964.406,68$.
Con los datos anteriores (𝐹𝐶𝐼, 𝐶𝑂𝐿, 𝐶𝑈𝑇, 𝐶𝑅𝑀) es posible obtener el valor de los costes
de fabricación (𝐶𝑂𝑀) siguiendo las expresiones detalladas en el libro Turton et at (2018).
Los costes de fabricación se pueden considerar la suma de tres costes distintos: los costes
directos de fabricación (𝐷𝑀𝐶), los costes fijos de fabricación (𝐹𝑀𝐶) y los gastos
generales (𝐺𝐸). (Ecuación 9.2.3).
𝐶𝑂𝑀 = 𝐷𝑀𝐶 + 𝐹𝑀𝐶 + 𝐺𝐸 (9.2.3)
Las ecuaciones para estimar los costes para cada una de las categorías anteriormente
mencionadas son las ecuaciones 9.2.4, 9.2.5 y 9.2.6:
𝐷𝑀𝐶 = 𝐶𝑅𝑀 + 𝐶𝑊𝑇 + 𝐶𝑈𝑇 + 1,33 · 𝐶𝑂𝐿 + 0,069 · 𝐹𝐶𝐼 + 0,03 · 𝐶𝑂𝑀 (9.2.4)
𝐹𝑀𝐶 = 0,708 · 𝐶𝑂𝐿 + 0,068 · 𝐹𝐶𝐼 + 𝑑𝑒𝑝𝑟𝑒𝑐𝑖𝑎𝑐𝑖ó𝑛 (9.2.5)
𝐺𝐸 = 0,177 · 𝐶𝑂𝐿 + 0,009 · 𝐹𝐶𝐼 + 0,16 · 𝐶𝑂𝑀 (9.2.6)
31
Siguiendo la ecuación 9.2.3, es decir, sumando las tres ecuaciones anteriores se puede
obtener el valor de los costes de fabricación (𝐶𝑂𝑀) (Ecuación 9.2.7);
𝐶𝑂𝑀 = 0,280 · 𝐹𝐶𝐼 + 2,73 · 𝐶𝑂𝐿 + 1,23 · (𝐶𝑈𝑇 + 𝐶𝑊𝑇 + 𝐶𝑅𝑀) (9.2.7)
Siendo:
𝐹𝐶𝐼 la inversión fija de capital.
𝐶𝑂𝐿 los costes por la mano de obra operativa.
𝐶𝑈𝑇 los costes por servicios fríos y calientes.
𝐶𝑊𝑇 los costes por el tratamiento de los residuos.
𝐶𝑅𝑀 los costes de las materias primas.
Siguiendo todos estos pasos se obtiene que el valor de los costes de fabricación es
22.224.075,55 $/año.
A continuación, se ha realizado la anualización de la inversión fija capital (𝐹𝐶𝐼) mediante
el factor de anualización (Ecuación 9.2.8). Para ello, se ha supuesto una tasa de interés
fraccional (i) por año de 0,1 y un tiempo (n) de 10 años:
𝐹𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟 𝑑𝑒 𝑎𝑛𝑢𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑐𝑖ó𝑛 =𝑖 · (1 + 𝑖)𝑛
(1 + 𝑖)𝑛−1 (9.2.8)
𝐹𝐶𝐼𝑎𝑛𝑢𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜 = 𝐹𝐶𝐼 · 𝑖 · (1 + 𝑖)𝑛
(1 + 𝑖)𝑛−1= 4.964.406,68 ·
0,1 · (1 + 0,1)10
(1 + 0,1)10−1= 546.084,74 $/𝑎ñ𝑜
Finalmente, el coste total es aproximadamente la suma de la inversión fija capital
anualizada y el coste de fabricación. Dicho valor es de 22.770.160,29 $/año.
32
9.3. PRESUPUESTO.
Finalmente, se ha adjuntado un presupuesto final del proyecto de la planta de producción
en base a los cálculos de los costes previamente realizados. Este presupuesto se ha basado
en la bibliografía de Peters, M.S. & Timmerhaus (1991)
Presupuesto ($)
Ítem
Costes directos
Equipo 1.027.827,47
Instalación 483.078,91
Instrumentación y controles 185.008,94
Tuberías 678.366,13
Eléctrico 113.061,02
Edificios 185.008,94
Mejoras de terreno 102.782,75
Instalación de servicios 719.479,23
Terreno 61.669,65 3.556.283,04
Costes indirectos
Ingeniería y supervisión 339.183,06
Gastos de construcción 421.409,26
Costes directos e indirectos 4.316.875,37
Contratista 215.843,77
Contingencia 431.687,54
Inversión Capital Fija 4.964.406,68
Inversión Capital de Trabajo 744.661,00
Inversión Capital Total 5.709.067,68
33
ANEXO I. COSTE DE LOS
EQUIPOS
34
ANEXO I. COSTE DE LOS EQUIPOS
1. INTERCAMBIADORES DE CALOR ............................................................... 37
2. BOMBAS ............................................................................................................ 40
3. SEPARADOR FLASH ........................................................................................ 41
4. COLUMNAS DE DESTILACIÓN ..................................................................... 42
35
Para realizar los cálculos necesarios para cuantificar el coste de los equipos del proceso,
se han seguido los pasos indicados en el Apéndice A del libro Analysis, Synthesis, and
Design of Chemical Processes escrito por Turton et al. En dicho apéndice, se muestra una
serie de ecuaciones y parámetros necesarios para obtener el Bare Module Cost (CBM).
Para obtener dicho parámetro se hace uso de la siguiente ecuación, en la que intervienen
los parámetros Purchased Cost (Cpº), Material Factor (FM), Pressure Factor (FP) y las
constantes del Bare Module Cost B1 y B2:
𝐶𝐵𝑀 = 𝐶𝑝𝑜 · 𝐹𝐵𝑀 = 𝐶𝑝𝑜 · (𝐵1 + 𝐵2 · 𝐹𝑀 · 𝐹𝑃) (𝐼. 1)
La ecuación I.2 es utilizada para el cálculo del Purchase Cost (Cpº), considerando como
material de construcción el acero al carbón y a temperatura ambiente. Las constantes K1,
K2 y K3 son propias de cada equipo y de su tipo mientras que el parámetro A es la
capacidad o el tamaño del equipo.
log10 𝐶𝑝𝑜 = 𝐾1 + 𝐾2 · log10(𝐴) + 𝐾3 · [log10(𝐴)]2 (𝐼. 2)
Para la obtención del Pressure Factor el valor de las constantes C1, C2 y C3 implicadas
en la dependen de la presión a la que el equipo trabaje.
log10 𝐹𝑃 = 𝐶1 + 𝐶2 · log10(𝑃) + 𝐶3 · [log10(𝑃)]2 (𝐼. 3)
Siendo P la presión de trabajo del equipo medida en bar gauge o barg. El valor de FP debe
ser siempre más grande que la unidad.
En el caso del cálculo del Pressure Factor para tanques verticales u horizontales se ha de
tener encuentra, además de la presión, el diámetro de dicho equipo. La siguiente ecuación
(Ecuación I.4) está diseñada para un máximo de 994 bares de presión, el máximo que
admite un tanque de acero al carbono, y un espesor mínimo de 0,0063 metros:
𝐹𝑃,𝑣𝑒𝑠𝑠𝑒𝑙 =
(𝑃 + 1) · 𝐷2 · [850 − 0,6 · (𝑃 + 1)]
+ 0,00315
0,0064 (𝐼. 4)
36
Cuando el valor de FP,vessel sea menor que 1, éste se considerará como la unidad. Para
presiones menores de -0,5 barg, el valor de FP,vessel será igual a 1,25.
Por último, el valor del Material Factor (FM) dependerá de un Identification Number, el
cual es propio de cada tipo de equipo y su material de construcción. La selección de dicho
número de identificación se encuentra detallado en el Apéndice A del libro escrito por
Turton et al mencionado anteriormente.
Cabe destacar que las constantes extraídas para el cálculo de los costes están referenciadas
en el año 2001, por lo que es necesario actualizarlos al año actual, 2021.
Para ello se utiliza los índices CEPCI (Chemical Engineering Plant Cost Index), con los
cuales se tiene en cuenta los cambios provocados por la inflación, y la siguiente expresión:
𝐶2 = 𝐶1 · (𝐼2
𝐼1) (𝐼. 5)
Donde C1 y C2 son los costes e I1 e I2 son los valores de los índices. (CEPCI 2021 =
607,5).
37
1. INTERCAMBIADORES DE CALOR
Para calcular los costes finales de equipo de los intercambiadores de calor, se ha de tener
en cuenta que el parámetro A de la ecuación I.1.1 hace referencia al área de intercambio
de calor entre corrientes.
Para obtener dicha área se ha de tener en cuenta las temperaturas de entrada y salida de
las distintas corrientes, el calor intercambiador y el coeficiente global de transferencia de
calor:
𝑄 = 𝑈 · 𝐴 · ∆𝑇𝑚𝑙 (𝐼. 1.1)
Siendo la diferencia de temperatura media logarítmica (ΔTml):
∆𝑇𝑚𝑙 =∆𝑇1 − ∆𝑇2
ln (∆𝑇1
∆𝑇2)
(𝐼. 1.2)
El coeficiente global de transferencia de calor se puede obtener a partir de los coeficientes
individuales de cada una de las corrientes implicadas en el intercambio de calor (ecuación
I.1.3.) o se puede obtener mediante estimaciones de su valor por el tipo de corrientes que
intervienen:
𝑈 =1
1ℎ1
+1
ℎ2
(𝐼. 1.3)
Una vez se ha cuantificado el área de intercambio, se puede realizar los cálculos descritos
anteriormente para obtener el Bare Module Cost (CBM). A continuación, se muestran una
tabla con todos los valores necesarios para ello (Tabla I.1.1 – Tabla I.1.2 – Tabla I.1.3):
38
Tabla I.1.1. Coste de los intercambiadores de calor entre corrientes del proceso
Intercambiador 1 2 3
Corrientes H1 - C4 C1 - H4 H1 - C1
K1 2,7652 2,7652 2,7652
K2 0,7283 0,7283 0,7283
K3 0,0783 0,0783 0,0783
Área (m2) 8,95 1,46 49,60
CPO 3381,96 771,75 16793,18
Identification Number 1 1 1
FM 1 1 1
Tipo de intercambiador Multiple pipe Double pipe Multiple pipe
B1 1,74 1,74 1,74
B2 1,55 1,55 1,55
C1 0 0 0
C2 0 0 0
C3 0 0 0
FP 1 1 1
CBM (2001) 11126,66 2539,04 55249,57
CBM (2021) 17.026,31 3.885,31 84.544,37
Tabla I.1.2. Coste de los intercambiadores de calor con servicios externos por debajo del Pinch
Intercambiador E1 E2 E3 E4
K1 3,3444 2,7652 3,3444 3,3444
K2 0,2745 0,7283 0,2745 0,2745
K3 -0,0472 0,0783 -0,0472 -0,0472
Área (m2) 2,39 94,61 0,780 0,410
CPo 2.764,16 32.358,34 2.058,91 1.701,98
Identification Number 1 1 1 1
FM 1 1 1 1
Tipo de intercambiador Double pipe Multiple pipe Double pipe Double pipe
B1 1,74 1,74 1,74 1,74
B2 1,55 1,55 1,55 1,55
C1 0 0 0 0
C2 0 0 0 0
C3 0 0 0 0
FP 1 1 1 1
CBM (2001) 9.094,08 106.458,94 6.773,81 5.599,51
CBM (2021) 13.916,00 162.906,30 10.365,46 8.568.52
39
Tabla I.1.3. Coste de los intercambiadores de calor con servicios externos por encima del Pinch
Intercambiador C1 C2 C3 C4 C5
K1 3,3444 2,7652 2,7652 2,7652 2,7652
K2 0,2745 0,7283 0,7283 0,7283 0,7283
K3 -0,0472 0,0783 0,0783 0,0783 0,0783
Área (m2) 0,525 19,89 8,61 113,54 27,07
CPO 1835,71 6966,59 3269,25 39145,14 9313,38
Identification Number 1 1 1 1 1
FM 1 1 1 1 1
Tipo de intercambiador Double pipe Multiple pipe Multiple pipe Multiple pipe Multiple pipe
B1 1,74 1,74 1,74 1,74 1,74
B2 1,55 1,55 1,55 1,55 1,55
C1 0 0 0 0 0
C2 0 0 0 0 0
C3 0 0 0 0 0
FP 1 1 1 1 1
CBM (2001) 6.039,50 22.920,08 10.755,82 128.787,51 30.640,88
CBM (2021) 9.241,81 35.072,92 16.458,85 197.074,09 46.887,49
40
2. BOMBAS
Para el cálculo de CBM de las bombas, el parámetro A hace referencia a la potencia de la
bomba, valor obtenido directamente del simulador Aspen HYSYS v.10.
Los resultados obtenidos para las bombas quedan recogidos en la siguiente Tabla I.1:
Tabla I.2.1. Coste de las bombas
BOMBA P-100
TIPO DE BOMBA Centrífuga
K1 3,389
K2 0,054
K3 0,154
A = Potencia (MW) 0,000145
A = Potencia (kW) 0,145
CPo 2834,11
Identification number 38
FM 1,6
B1 1,89
B2 1,35
C1 0
C2 0
C3 0
FP 1
CBM (2001) 11478,16
CBM (2021) 17.564,19
41
3. SEPARADOR FLASH
Los separadores flash o separadores vapor-líquido son considerados como Vertical
Vessels, por lo que para la obtención de su Pressure Factor se hace uso de la ecuación
I.4.. El parámetro A para este equipo es el volumen del mismo, el cual se ha podido
obtener a partir de los datos proporcionados por Aspen HYSYS v.10.
Para su obtención, se ha tenido en cuenta el flujo de la corriente líquida de salida. El
volumen se ha calculado considerando que la mitad del separador se ha de vaciar en un
total de 10 minutos. Por tanto, para determinar el valor del volumen, sabiendo que el flujo
líquido de salida es 2,806 m3/h se realizará el siguiente cálculo:
𝑉 (𝑚3) = 2,806𝑚3
ℎ·
1 ℎ
60 𝑚𝑖𝑛· 10 𝑚𝑖𝑛 · 2 = 0,935 𝑚3
En la tabla I.3.1 se muestran los resultados obtenidos para los distintos separadores:
Tabla I.3.1. Coste de los separados líquido-gas
SEPARADOR FLASH V-100 V-101
TIPO DE SEPARADOR Vertical Vertical
P (bar) 1,63 1,4
D (m) 0,6096 0,4572
Flujo líquido de salida [m3/h] 2,806 2,553
K1 3,4974 3,4974
K2 0,4485 0,4485
K3 0,2074 0,2074
Volumen (m3) 0,935 0,851
CPo 3.051,61 2.930,91
Identification Number 18 18
FM 1 1
B1 2,25 2,25
B2 1,82 1,82
C1 0 0
C2 0 0
C3 0 0
FP 0,650 0,603
FP 1 1
CBM (2001) 12.420,07 11.928,79
CBM (2021) 19.005,52 18.253,76
42
4. COLUMNAS DE DESTILACIÓN
Los cálculos de los costes de las columnas de destilación se han de realizar por partes. En
primer lugar, se pueden considerar como un recipiente vertical o Vertical Vessel. Sin
embargo, también hay que tener en cuenta el coste de los pisos de dicho equipo, además
del coste del separador flash que existe a la salida del destilado.
Tabla I.4.1. Coste de la columna de destilación
T-101 (carcasa) T-101 (piso) T-101 (Separador Flash)
TIPO Vertical TIPO Vertical Flujo líquido de salida [m3/h] 43,90
D (m) 1,804 K1 2,9949 K1 3,4974
Espaciado (m) 0,610 K2 0,4465 K2 0,4485
Número de pisos 66 K3 0,3961 K3 0,2074
H (m) 43,23 Área (m2) 2,556 Volumen (m3) 14,63
K1 3,4974 CPo 1.748,53 CP
o 20.032,88
K2 0,4485 Identification Number 18 Identification Number 18
K3 0,1074 FM 1 FM 1
A = Volumen (m3) 110,506 B1 2,25 B1 2,25
CPo 72.827,93 B2 1,82 B2 1,82
Identification Number 18 C1 0 C1 0
FM 1 C2 0 C2 0
B1 2,25 C3 0 C3 0
B2 1,82 FP 1 FP 0,5
C1 0 CBM (2001) 7.116,50 FP 1
C2 0 CBM (2001) 81.533,80
C3 0 FP 0,905 FP 1 CBM (2001) 847.632,48
CBM (2001) 296.409,66 CBM (2021) 1.297.069,85
43
Tabla I.4.2. Coste de la columna de destilación
T-102 (carcasa) T-102 (pisos) T-101 (Separador Flash)
TIPO Vertical TIPO Vertical TIPO Vertical
D (m) 1,06 K1 2,9949 Flujo líquido de salida [m3/h] 13,404
Tray spacing (m) 9,5 K2 0,4465 K1 3,4974
Número de pisos 19 K3 0,3961 K2 0,4485
H (m) 183,50 Área (m2) 0,899 K3 0,2074
K1 3,4974 CPo 944,37 Volumen (m3) 4,47
K2 0,4485 Identification Number 18 CPo 7527,32
K3 0,1074 FM 1 Identification Number 18
Volumen (m3) 165,00 B1 2,25 FM 1
CPo 104727,67 B2 1,82 B1 2,25
Identification Number 18 C1 0 B2 1,82
FM 1 C2 0 C1 0
B1 2,25 C3 0 C2 0
B2 1,82 FP 1 C3 0
C1 0 CBM (2001) 3.843,57 FP 0,5
C2 0 FP 1
C3 0 CBM (2001) 30.636,19
FP 0,740
FP 1
CBM (2001) 426.241,61 CBM (2001) 529.905,68
CBM (2021) 810.875,83
44
5. COLUMNAS DE ABSORCIÓN
El cálculo del coste de las columnas de absorción es similar al de las columnas de
destilación, pero sin tener un separador líquido-gas a la salida.
Tabla I.5.1. Coste de la columna de absorción
T-101 (carcasa) T-101 (pisos)
D (m) 0,247 K1 2,4493
Tray spacing (m) 5 K2 0,9744
Número de pisos 10 K3 0,0055
H (m) 53 Área (m2) 0,0479
K1 3,4974 CPo 14,91
K2 0,4485 Identification Number 18
K3 0,1074 FM 1
Volumen (m3) 2,54 Tipo Vertical
CPo 4973,32 B1 2,25
Identification Number 18 B2 1,82
FM 1 C1 0
Tipo Vertical C2 0
B1 2,25 C3 0
B2 1,82 FP 1
C1 0 CBM (2001) 60,67
C2 0 CBM (2001) (10 pisos) 606,66
C3 0
FP 0,561
FP 1 CBM (2001) 20.848,08
CBM (2001) 20.241,42 CBM (2021) 31.902,28
45
6. REACTOR
Para el cálculo del coste del reactor usado en este proceso, se ha considerado éste como
un intercambiador de calor del tipo “Fixed Tube”.
El parámetro A en el cálculo del coste es, en este caso, el área de intercambio de calor.
Este se ha podido calcular conociendo previamente el número de tubos, el diámetro y la
longitud de estos (Ecuación I.6.1):
𝐴 (𝑚2) = 2 · 𝜋 · 𝑟 · 𝑁𝑜 𝑑𝑒 𝑡𝑢𝑏𝑜𝑠 (𝐼. 6.1)
Los parámetros necesarios para obtener el coste del reactor quedan recogidos en la Tabla
I.6.1.
Tabla I.6.1. Coste del reactor flujo pistón
PFR-100
Longitud (m) 6,096
Diámetro (m) 0,0504
Número de tubos 448
K1 4,3247
K2 -0,303
K3 0,1634
Área (m2) 432,48
CPo 45.848,20
Identification Number 2
FM 1,4
Tipo Fixed pipe
B1 1,63
B2 1,66
C1 0
C2 0
C3 0
FP 1
CBM (2001) 181.283,78
CBM (2021) 277.405,29
46
ANEXO II. COSTES DE LA
MANO DE OBRA OPERATIVA
47
ANEXO II. COSTES DE LA MANO DE OBRA OPERATIVA
Se ha realizado una estimación del requerimiento de mano de obra operativa para esta
planta de producción de acetona mediante el método desarrollado por Alkhayat y Gerrard.
De acuerdo con este método, dicho requerimiento viene dado por la ecuación II.1:
𝑁𝑂𝐿 = (6.29 + 31,7 · 𝑃2 + 0,23 · 𝑁𝑛𝑝)0,5
(𝐼𝐼. 1)
La ecuación II.1 se obtiene el número de operadores por turno (NOL), mientras que el
parámetro P es el número de pasos de procesamiento que involucran aspectos como el
transporte y distribución o control de tamaño de partículas. El valor de P en este caso es
cero. Nnp hace referencia al número de pasos de procesamiento de compresión,
calentamiento y enfriamiento, mezclado y reacción. Este valor se obtiene mediante la
ecuación II.2.
𝑁𝑛𝑝 = ∑ 𝐸𝑞𝑢𝑖𝑝𝑚𝑒𝑛𝑡 (𝐼𝐼. 2)𝑐𝑜𝑚𝑝𝑟𝑒𝑠𝑠𝑜𝑟𝑠
𝑡𝑜𝑤𝑒𝑟𝑠𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟𝑠
ℎ𝑒𝑎𝑡𝑒𝑟𝑒𝑥𝑐ℎ𝑎𝑛𝑔𝑒𝑟𝑠
A partir de los equipos que intervienen en el proceso estudiado, se obtiene el valor de 𝑁𝑁𝑃
(Tabla II.1)
Tabla II.1. Resultados para la estimación de los requisitos de mano de obra operativa
EQUIPO CANTIDAD NNP
INTERCAMBIADORES DE CALOR 12 12
BOMBAS* 1 -
COLUMNA DE DESTILACIÓN 2 2
COLUMNA DE ABSORCIÓN 1 1
REACTOR 1 1
SEPARADOR* 3 -
TOTAL 20 16 *Las bombas y los separadores (recipientes verticales u horizontales) no se tienen en cuenta en el Nnp
48
Una vez se obtiene el número de operadores necesarios para ejecutar la unidad de proceso
por turno, se puede obtener el número de operadores y, por tanto, los costes de la mano
de obra.
Para ello se ha de realizar una serie de sencillos cálculos: suponiendo que un trabajador
trabaja un promedio de 49 semanas al año, con cinco turnos de 8 horas por semana, resulta
una cantidad de 245 turnos por operador al año. También se asume que una planta química
opera las 24 horas del día (3 turnos por día). Por lo tanto, una planta requiere 1095 turnos
operativos por año (365 días/año · 3 turnos/día) y, por ello, el número de operadores
necesario para dicha cantidad de turnos es aproximadamente 4,5 operadores [(1095
turnos/año)/(245 turnos/operador/año)]. Se contratan cuatro operadores y medio por cada
operador necesario en la planta en cualquier momento.
Sabiendo esto, suponiendo un salario medio para los trabajadores de 50.000$ $/año, es
posible calcular una estimación de los costes de la mano de obra operativa:
𝑁𝑂𝐿 = (6.29 + 31,7 · 02 + 0,23 · 16)0,5 = 3,157 𝑜𝑝𝑒𝑟𝑎𝑑𝑜𝑟𝑒𝑠 𝑛𝑒𝑐𝑒𝑠𝑎𝑟𝑖𝑜𝑠 𝑝𝑜𝑟 𝑡𝑢𝑟𝑛𝑜
𝑀𝑎𝑛𝑜 𝑑𝑒 𝑜𝑏𝑟𝑎 𝑜𝑝𝑒𝑟𝑎𝑡𝑖𝑣𝑎 = 4,5 · 3,157 = 14,208 ≈ 14
𝐶𝑜𝑠𝑡𝑒 𝑎𝑛𝑢𝑎𝑙 𝑑𝑒 𝑚𝑎𝑛𝑜 𝑑𝑒 𝑜𝑏𝑟𝑎 𝑜𝑝𝑒𝑟𝑎𝑡𝑖𝑣𝑎 = 14 · 50.000$
𝑎ñ𝑜= 700.000 $/𝑎ñ𝑜
Según las estimaciones y cálculos realizados anteriormente, los costes de la mano de obra
operativa supondrían anualmente una cantidad de 700.00 $.
49
ANEXO III. COSTES DE LA
MATERIA PRIMA.
50
ANEXO III. COSTES DE LA MATERIA PRIMA.
Conociendo las cantidades con las que se trabaja en la planta estudiada y conociendo los
precios de cada componente (Eurostat) es posible conocer los costes de la materia prima.
Existe la posibilidad de que los precios utilizados no se adecuen totalmente a la actualidad
debido a que existen grandes fluctuaciones estacionales de precios.
En esta planta de producción de acetona se trabaja en grandes cantidades, teniendo una
corriente inicial con un flujo másico de 2.438,94 kg/h de alcohol isopropílico de 88% en
peso. En la Tabla 7.1 se muestra los flujos másicos de las corrientes del proceso y sus
composiciones.
Para conocer el costo anual de las materias primas o servicios públicos, se debe conocer
la fracción de tiempo que la planta está operando en un año. Esta fracción se conoce como
factor de flujo (SF), y viene representada por la ecuación III.1:
𝑆𝑡𝑟𝑒𝑎𝑚 𝐹𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟 (𝑆𝐹) =𝑁𝑢𝑚𝑏𝑒𝑟 𝑜𝑓 𝑑𝑎𝑦𝑠 𝑝𝑙𝑎𝑛𝑡 𝑜𝑝𝑒𝑟𝑎𝑡𝑒𝑠 𝑝𝑒𝑟 𝑦𝑒𝑎𝑟
365 (𝐼𝐼𝐼. 1)
Los valores típicos de este factor para procesos químicos continuos se encuentran en el
rango de 0,92 a 0,98, dependiendo del tiempo de inactividad por mantenimiento u otros
motivos. Este caso se asumirá un valor de 0,95.
El coste de una materia prima se calculará de la siguiente manera:
𝐶𝑜𝑠𝑡𝑜 𝑑𝑒 𝑚𝑎𝑡𝑒𝑟𝑖𝑎 𝑝𝑟𝑖𝑚𝑎 1 (𝑀𝑇1) ($
𝑎ñ𝑜) = 𝐹𝑙𝑢𝑗𝑜 𝑚á𝑠𝑖𝑐𝑜 𝑀𝑇1 (
𝑘𝑔
ℎ) · 24 (
ℎ
𝑑í𝑎) · 365 (
𝑑í𝑎𝑠
𝑎ñ𝑜) · 𝑃𝑟𝑒𝑐𝑖𝑜 𝑀𝑇1 (
$
𝑘𝑔) · 0,95
A continuación, se muestra una tabla con los costes anuales de las materias primas (Tabla
III.1)
Tabla III.1. Costes anuales de la materia prima
MATERIA PRIMA CANTIDAD (kg/h) PRECIO ($/kg) COSTE ANUAL ($/año)
2-Propanol 2146,269333 0,746025 13.324.941,56
Agua 652,9751007 0,306 1.662.821,989
51
ANEXO IV.
ESPECIFICACIONES DE LOS
EQUIPOS
52
ANEXO IV. ESPECIFICACIONES DE LOS EQUIPOS
A continuación, se muestran las especificaciones de los equipos involucrados en el
proceso de producción de acetona. Estos datos han sido extraídos del simulador utilizado
para este proyecto Aspen HYSYS v.10.
Tabla III.1. Especificaciones de los calentadores
Name E-100 E-101 E-102
Duty (MW) 0,176655 0,607419253 0,392180302
Material Carbon Steel Carbon Steel Carbon Steel
Pressure Drop (kPa) 0 0 0
Tabla III.2. Especificaciones de los enfriadores
Name E-103 E-104
Duty (MW) 0,176655 0,607419253
Material Carbon Steel Carbon Steel
Pressure Drop (kPa) 28 14
Tabla III.3. Especificaciones de la bomba
Name P-100
Duty (MW) 0,145018955
Material Carbon Steel
Delta P (kPa) 116
Adiabatic Efficiency (%) 75
Pressure head [m] 15,15904004
Velocity head [m] -4,96E-07
Total Power [kW] 0,145345258
Capacity [m3/h] 3,383036184
53
Tabla III.4. Especificaciones del reactor de flujo pistón
Name PFR-100
Duty (MW) -0,565276794
Material Carbon Steel
Pressure Drop (kPa) 25
Total Volume (m3) 5,448462004
Length (m) 6,096
Diameter (m) 5,04E-02
Number of Tubes 448
Wall Thickness (m) 5,00E-03
Tabla III.5. Especificaciones de los separadores flash
Name V-100 V-101
Type Vertical Vertical
Material Carbon Steel Carbon Steel
Vessel Diameter (m) 0,6096 0,4572
Volumen (m3) 0,9352 0,8510
Liq Volume Percent [%] 50 50
Liq Percent Level [%] 50 50
Tabla III.6. Especificaciones de las torres de destilación
Name T-101 T-102
Type Vertical Vertical
Material Carbon Steel Carbon Steel
Diameter (m) 1,804 1,07
Height (m) 43,2336 183,5
Volume (m3) 110,5056155 165,0036326
Tray spacing (m) 0,6096 9,5
Number Of Stages 66 19
Pressure Drop (kPa) 10 20
Inlet Stage 33 16
54
Tabla III.7. Especificaciones de la torre de absorción
Name T-100
Type Vertical
Material Carbon Steel
Diameter (m) 0,247061865
High (m) 53
Volume (m3) 2,540839209
Tray spacing (m) 5
Number Of Stages 10
Pressure Drop (kPa) 13
55
ANEXO V. SEGURIDAD
56
ANEXO V. SEGURIDAD
1. Tratamiento del alcohol isopropílico. .................................................................. 57
2. Tratamiento de la acetona .................................................................................... 57
3. Tratamiento del hidrógeno................................................................................... 58
4. Fichas de Seguridad ............................................................................................. 59
57
1. Tratamiento del alcohol isopropílico.
El alcohol isopropílico es el único reactivo del proceso de la planta de producción. Al ser
un producto tóxico e inflamable, se ha de ser cuidadoso en su manejo y, en caso de dudas,
leer su ficha de seguridad.
Algunos de los consejos de seguridad para su uso sería evitar inhalas los vapores que se
puedan producir ya que, en caso de hacerlo en grandes cantidades o en un tiempo
prolongado, podría dañar seriamente los pulmones. En caso de que el alcohol isopropílico
entrara en contacto con los ojos, habría que enjuagar los ojos con abundante agua a
temperatura ambiente, evitando frotar o cerrar los ojos. En cuanto al contacto con la piel,
no es un producto considerado como peligroso.
Por último, cuando se use en componentes electrónicos, se ha de asegurar que estos estén
desconectados de la corriente eléctrica y que no se hayan usado recientemente. Y antes
de volver a conectarlos, esperar a que el alcohol se haya evaporado completamente.
2. Tratamiento de la acetona
La acetona es producto deseado en todo este proceso. La acetona ha sido estudiada
exhaustivamente debido a su gran presencia en la industria química y se reconoce que
tiene baja toxicidad aguda y crónica. De hecho, según la Administración de
Medicamentos y Alimentos (FDA) de los Estados Unidos, la acetona es segura para usar
como aditivo alimentario indirecto en adhesivos y envases que contienen alimentos.
Además, es una sustancia generalmente reconocida como segura en ciertas
concentraciones.
Si bien existen ciertos peligros en su tratamientos y ciertas pautas de prevención recogidas
en la ficha de seguridad ubicada en este mismo anexo, la acetona no provoca efectos
críticos sobre la salud por las exposiciones previstas por el uso ocasional e intermitente
de productos que contengan dicho disolvente.
58
3. Tratamiento del hidrógeno
El hidrogeno es un subproducto en el proceso de producción de acetona a partir de alcohol
isopropílico.
El hidrógeno no es un gas tóxico, sin embargo, si es inhalado en grandes concentraciones
podría causar la asfixia. Es por ello que es de obligado cumplimiento asegurarse de tener
áreas bien ventiladas en la planta y que la planta se encuentre a prueba de fugas, puesto
que, a pesar de no ser corrosivo, el hidrogeno es un gas muy “flexible”, es decir, las
pequeñas moléculas pueden encontrar su camino en materiales o ajustadas figuras que
serían impermeables para otros gases.
No se debe permitir su presencia en el ambiente, debido al peligro de explosión. No es
aceptable tener una mezcla explosiva en una instalación de hidrógeno
Por último, el hidrógeno no supone un peligro para el medio ambiente, puesto que no
daña la capa de ozono y no contribuye al efecto invernadero. El escape de la combustión
gas de hidrógeno es agua y no dióxido de carbono.
59
4. Fichas de Seguridad
En este apartado se adjunta las fichas internacionales de seguridad de los distintos
componentes involucrados en la planta de producción estudiada. Dichos documentos han
sido extraídos de la web del Instituto Nacional de Seguridad y Salud en el Trabajo
(INSST).
60
61
