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5. Ejemplo de Aplicación del Método de Estimación Propuesto
Para facilitar la aplicación del procedimiento expuesto en este Trabajo,
desarrollamos a continuación un ejemplo práctico en el que realizaremos la estimación
económica del equipo principal de una planta química concreta de mediana complejidad.
Hemos elegido una planta de producción de cumeno de 30.000 t/a obtenido por alquilación
del benceno (reactivo B) con propileno (reactivo A) usando un reactor catalítico.
Por simplificación, en lo sucesivo denominaremos P al producto deseado, A y B a
las mencionadas primeras materias y a los subproductos (propano y DIPB) los notaremos
como A’ y C respectivamente.
La ingeniería básica de la instalación nos ha suministrado el siguiente esquema del
proceso y los balances de M&W correspondientes:
Los reactivos son alimentados como líquidos en sus respectivos tanques de
almacenamiento (equipo 1). Desde aquí se bombean (equipos 2 y 3) a la presión requerida, la
cual viene determinada por las condiciones de operación del catalizador. Previamente, los
reactivos se mezclan (equipo 4), se vaporizan (equipo 5) y se precalientan (equipo 6) a la
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temperatura de operación del reactor. El catalizador alojado en el reactor convierte los
reactivos en los productos deseables y algunos indeseables de acuerdo a las siguientes
reacciones:
Reacción principal:
A + B P
Reacción secundaria:
A + P C
La relación de alimentación de B a A es 1:1 y la conversión óptima de A es 97.8
%. La mejor tecnología (BAT) para la producción del P consiste en un proceso catalizado
(ácido fosfórico) que opera en dicho óptimo a 350º C y 25 atm con el reactivo B siempre en
exceso con el objetivo de limitar la cantidad de C (sub-producto).
La reacción principal es autocatalítica, y sigue un mecanismo de oxidación por reacción
en cadena vía radicales libres. Se trata de una reacción lenta y exotérmica, por lo que
habitualmente se lleva a cabo en un gran reactor (equipo 7) de burbujeo, que para estas
capacidades se diseña con varios metros de diámetro, y de tal forma que el movimiento
ascendente de las burbujas mantiene una buena agitación del líquido. En los diferentes
procesos descritos en la bibliografía, la concentración de P en la corriente de salida del
reactor de oxidación varía típicamente entre el 20 y el 40%, anotándose selectividades del
orden de 90 - 96%. El principal subproducto de este proceso sería el compuesto C.
Los productos gaseosos son enfriados (equipo 8) para condensar el P, C y la fracción de
B que no ha reaccionado. El A y el A’ (inerte) impuro son separados del líquido mediante
una unidad flash (equipo 9) y son normalmente empleados como gas combustible. Por otra
parte, la corriente de líquido se bombea hasta las dos columnas de destilación.
La primera columna de destilación (equipo 10) separa B del P y C. Por su parte, la
segunda columna de destilación (equipo 12) separa P de C. La corriente de C será ofrecida
en el mercado como combustible.
Para estimar la rentabilidad del Proyecto con esta información procedente de la
Ingeniería Básica, se requiere el correspondiente análisis y determinación de los costes,
tanto fijos como variables. Los costes variables se deducirán con bastante precisión
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utilizando los datos del balance de materias del cual se obtendrán los consumos específicos
de las primeras materias y de los servicios (combustibles, aguas, catalizadores, reactivos,
etc.). Los costes fijos, estos son los relativos a la inversión de capital fijo, tendrán que ser
estimados a partir del montante que suponga el equipo principal, como se verá más adelante
en este ejemplo. Sin embargo, hay que advertir que se trata de una estimación realizada con
las dimensiones y características principales impuestas por la Ingeniería Básica que, a estas
alturas del Proyecto, se considera ya consolidada y definitiva. Por lo que respecta a la mano
de obra que requiere la instalación, que también es un capítulo importante de los costes fijos
no sujetos a amortización, sabemos que una planta de este tipo podría necesitar 3 puestos de
trabajo (1 en cuadro de control+2 en campo) y ½ supervisor.
Una vez realizada la estimación del capital necesario para adquirir el equipo principal,
la inversión total en la planta podría estimarse mediante cualquiera de los métodos
modulares al uso (Lang, Guthrie, etc).
Otro aspecto interesante y clave en la estimación del coste de inversión del Equipo
Principal, como la vamos a realizar, es que una vez sabida la capacidad y especificaciones
de los diferentes ítems, la estimación se hace en un momento “t” y en unas “condiciones de
base” determinadas (acero al carbono p.ej.) y los precios que resulten se afectan después con
una serie de factores de corrección y de actualización temporal, como se verá a
continuación.
En definitiva, el estudio solicita lo siguiente:
Cálculo (“estimación”) de la inversión de capital fijo necesaria para construir la
instalación entendida dentro de los límites de batería en un momento “t” y en la
aplicación de los correspondientes índices de actualización. La inversión de los límites de
batería se calcula a partir de los costes de actualización de los equipos con coeficientes
individuales para cada tipo de equipo, además de los factores de corrección que sean de
aplicación (materiales de construcción, tamaño, etc).
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Tanques
El precio base se obtiene a partir de la siguiente gráfica a partir del diámetro del tanque.
Con un diámetro de 1 m de acero al carbono.
Así pues el precio del tanque sería aproximadamente, teniendo en cuenta un 2%
de gastos extras, de 10400 $ para una carga de 5000 Kg.
Bombas
Hay tres bombas. Las tres de tipo centrífuga, de acero al carbono. La bomba 2 y 11
serían para un caudal aproximado de 100 m3/h y la bomba 3 para un caudal de 175 m
3/h.
El precio base vendrá dado a partir de la figura siguiente. Los factores de corrección
vienen dados en las tablas siguientes.
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a. Material de construcción
Tipo de material fm
Acero fundido 1.00
Bronce 1.25
Acero fundido con acero inoxidable 316 1.50
Acero inoxidable 316 1.80
Uranio 2.00
Hastelloy C (niquel/molibdeno/cromo) 2.80
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b. Temperatura de operación
Temperatura, C ft
<150 1.00
150-250 1.15
>250 1.30
El precio estimado para las bombas 2 y 11 sería de 11400 $ y el de la bomba 3 de
9180 $.
Así pues, el precio de las tres bombas sería, teniendo en cuenta un 2% de gastos
extras, aproximadamente de 20600 $.
Intercambiadores de calor
Hay dos intercambiadores de calor. Ambos de carcasa y tubo con una superficie de 2
m2 de un solo paso. El material de los intercambiadores es de acero al carbono.
El precio base se obtiene de la siguiente figura. Los factores de corrección vienen
dados por la siguientes tablas.
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a. Tipo de intercambiador
Tipo fd
AES (cabezal flotante interno) 1.00
AEM 0.87
AEU 0.85
AKT ( hervidor de caldera) 1.20
BES 0.92
BEM (de lámina y tubo fijo) 0.80
BEU 0.75
BKT (tipo kettle) 1.10
Termosifon 1.35
b. Influencia del diámetro del tubo y paso
Diámetro
in mm Paso, in
¾ 19.2 1-in. cuadrado 1.00
¾ 19.2 15/16-in triangular 0.95
¾ 19.2 1-in triangular 0.97
1 25.4 1 ¼-in cuadrado 2.07
1 25.4 1 ¼-in triangular 0.97
c. Longitud del tubo
Longitud
ft M fl
8 2.4 1.35
12 3.7 1.13
16 4.9 1.00
20 6.1 0.92
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Así pues, el precio estimado aproximado de los dos intercambiadores de calor
sería, teniendo en cuenta un 3% debido al precio posterior a pagar a la entrega de la
mercancía y un 2% de gastos extras, de 65200 $.
Reactor
Habría un reactor de burbujeo de acero inoxidable a una presión de 6 bar con una
capacidad de 8 m3.
El precio del reactor se obtiene a partir de la figura 2.1.
El precio del reactor sería de 29000 $ pero este se le aplica un 3% debido al precio
posterior a la entrega de la mercancía.
Así pues y teniendo en cuenta el suplemento para acero inoxidable y un 2% de gastos
extras el coste estimado total sería aproximadamente de 112000 $.
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Columnas de Destilación
Hay dos columnas de destilación de acero al carbono. La primera con un diámetro de
3 m con platos perforado de acero al carbono y la segunda con 1 m de diámetro con
platos tipos campana también de acero al carbono.
Precios de la carcasa y la cabeza. Se obtiene un precio base de la figura siguiente.
Precios del fondo. El fondo es generalmente de acero al carbono, de modo que
pueda ser un precio de la figura siguiente
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Precios de los platos de contacto. El precio base para los platos, que se obtiene de la
figura siguiente y haciendo uso de los factores de corrección de la tabla siguiente.
a. Tipo de plato
Tipo Factor de corrección
Burbujeo 1.45
Válvula 1.00
Perforado 0.70
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b. Espesor
Espesor, mm Factor de corrección
2 1.0
3.5 1.25
6 1.60
12 2.50
Así pues el precio para la primera columna de destilación para una carga aproximada de
5000 Kg sería de 19000 $ y para la segunda columna de destilación para una carga aproximada
de 4000 Kg sería de 18000 $.
Con lo cual el coste estimado de las dos columnas sería aproximadamente de 37800 $ si
tenemos en cuenta un 2% de gastos extras.
Así pues en la siguiente tabla se resume los costes aproximados de los equipos primarios:
Equipo En acero al
carbono
Suplemento para
acero inoxidable Total
Tanque 10,400 10,400
Bombas 20,600 20,600
Intercambaidores 65,200 65,200
Reactor 29,000 83,000 112,000
Columnas destilación 37,800 37,800
Equipos primarios 125,200 83,000 245,800
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El coste de los equipos, obtenidos a partir de las gráficas, están dados en dólares
americanos del año t.
A continuación se muestra el proceso para la obtención de la equivalencia de estos
dólares americanos con euros del año 2009:
A partir de la tasa de inflación, es decir, pasando los datos de la tabla a tanto por uno y
realizar el sumatorio de todos ellos hasta el año para el que se quiera la actualización se obtiene
la actualización del dólar. Así pues, este sumatorio resulta ser de 36,67.
La equivalencia de 1 $ de 2009 a € es de 0,82 €, esto es 1,22 $/€.
Así pues el coste estimado actualizado para la totalidad del Equipo Principal se obtendría
a partir del coste de 245.800 € (equipo principal) multiplicándolo por 36,67 y 0,82 €. Con lo cual
este coste actualizado sería de 7.374.956 €, cifra que emplearemos a su vez para estimar la
inversión total de la Planta construida.
1992 3,03
1993 2,96
1994 2,61
1995 2,81
1996 2,93
1997 2,34
1998 1,55
1999 2,19
2000 3,38
2001 2,83
2002 1,59
2003 2,27
2004 2,68
2005 3,39
2006 3,24
2007 2,85
2008 3,85
2009 -0,34
AÑO INFLACIÓN (%)
1975 9,2
1976 5,75
1977 6,5
1978 7,62
1979 11,22
1980 13,58
1981 10,35
1982 6,16
1983 3,22
1984 4,3
1985 3,55
1986 1,91
1987 3,66
1988 4,08
1989 4,83
1990 5,39
1991 4,25
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Ahora aplicamos cualquiera de las técnicas modulares, la de Guthrie por ejemplo,
tomando los factores típicos de las plantas petroquímicas:
Si, como es normal, se aplica un período de amortización de 15 años, obtendríamos que
la estimación actualizada del coste fijo debido a la inversión de capital RESULTA SER:
36.397.702,6 x 1000 x 1/15 años x 1/30.000 t/año = 80.884 €/t de P
Concepto Factor X1000 €
Equipo Principal 1,00 7.367.956
Montajes del Eq. Ppal. 0,47 3.462.939,32
Instrumentación y Control 0,18 1.326.232,08
Tuberías (instaladas) 0,66 4.862.850,96
Electricidad (incl. montaje y cables) 0,11 810.475,16
Edificios (+ Servicios) 0,18 1.326.232,08
Suelo y Obra Civil 0,10 736.795,6
Utilities (OSBL) instalados 0,70 5.157.569,2
Ingeniería de Detalle y Supervisión 0,33 2.431.425,48
Construcciones ISBL 0,41 3.020.861,96
Licencia 0,21 1.547.270,76
Contingencias e Imprevistos 0,41 3.020.861,96
Total Capital Fijo 35.071.470,6
Capital de Maniobra 0,18 1.326.232,08
Total Estimación 36.397.702,6