Análise Econômica de Processos Químicos

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Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 1
 
 
ANÁLISIS ECONÓMICO DE PROCESOS 
 
2.2.- Una planta química para producir propileno, con una capacidad 
de 50000Ton/año, requiere una inversión de 30MMUSD. Se desea 
instalar un proceso de 40000T/año de capacidad. El costo anual de 
materias primas es de 10c/lb, y el costo de energía es de 3c/lb. Si la 
compañía establece una TR mínima de 20% ¿Cuál es la ganancia 
esperada del proceso, en c/lb de producto? 
 
MMUSDI 24.26
50000
4000030
6.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
pCPdMOCEbMPaICOA −+++= 
 
aI = 0.05(26.24) = 1.312 MMUSD/año 
 
añoMMUSD
año
Ton
lbc
TonUSD /8.840000
/
/026.22
lb
10c bMP =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
añoMMUSD
año
Ton
lbc
TonUSD /64.240000
/
/026.22
lb
c CE =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
COA=1.312+8.8+2.64 = 12.752 MMUSD/año 
 
100*%"
I
UNROI === 
MMUSDUNI 248.5)24.26(2.0*
100
20
=== 
 
)( fIUBieIUBUN −−−= 
 
)]24.26)(1.0([5.0)24.26)(1.0(248.5 −−−= UBUB 
UB=13.12 MMUSD/año 
 
UB = Ingresos – COA 
 
13.12 = Ingreso – 12.752 
 Ingreso = 25.872 MMUSD/año 
 
Ingreso = (Capacidad)(Pcio Venta) 
25.872 = (40000Ton/año) (Pcio Venta) 
Pcio Venta = 646.8 USD/Ton Propileno = 29.4 c/lb 
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 2
Ganancia en C/lb = 
lbPcTonPUSD
TonP
año
año
MMUSD /963.5/2.131
40000
*248.5 == 
 
2.3.-Una compañía quiere instalar un proceso de 100KTon de 
capacidad para producir oxido de Etileno. Si la compañía opera bajo 
una tasa minima de interes de 20%. 
 
a) ¿Cuál será la ganancia esperada en c/lb? 
b) ¿Cuál debe ser el precio del producto? 
 
Información sobre la tecnología. 
 
Materias Primas Consumo/Ton P Precio C/lb 
 
Etileno 0.88Ton 21 
Oxigeno 1.1 Ton 2 
 
Energía consumo equivalente a 1.8 $/T Prod 
 
Inversión necesaria para un proceso de 136KT de capacidad: 
$58.6x106 
 
MMUSD
Ton
TonMMUSDInversión 72.48
136000
1000006.58
6.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
pCPdMOCEbMPaICOA −+++= 
 
aI = 0.05(48.72) = 2.436 MMUSD/año 
 
bMP: 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonEtilEtileno /656.40100000
/
/026.222188.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonOOxigeno /84.4100000
/
/026.2221.1
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
bMP = 45.496 MMUSD/año 
 
CE: 
 
añoMMUSD
año
tonP
TonP
USDEnergía /18.01000008.1 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 3
 
COA = 48.112 MMUSD/año 
 
ROI = 0.20 IUNROI /= 
añoMMUSDUN /744.9)72.48(20.0 == 
 
)( fIUBieIUBUN −−−= 
)]72.48)(1.0([5.0)72.48)(1.0(744.9 −−−= UBUB 
UB = 24.36 MMUSD/año 
 
UB = Ingreso-COA 
24.36= Ingreso – 48.112 
Ingreso = 72.472 MMUSD/año 
 
Ingreso =(Capacidad)*(pcio Venta) 
72.472 = 100000 ( )PcioVenta
año
ton
 
Pcio Venta = 724.72 USD/ton 
 
UN/Capacidad = c/lb P 
( ) lbPc
TonPUSD
lbcTonPUSD
TonP
año
año
MMUSD /42.4
/026.22
//44.97
100000
744.9
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
 
 
La ganancia por cada libra de producto es de 4.42 c/lb P 
 
 
2.4.- Se desea instalar una planta de 40KT de capacidad para 
producir Cloruro de Vinilideno. Haga un análisis Económico de los 
siguientes dos procesos para decidir cuál es el más conveniente 
instalar. 
 
Proceso 1: 
 
Balance de materia 
 
Componente Coeficiente T/T Prod Precio c/lb 
 
Cloro -0.92 7 
Acido Clorhídrico 0.47 10.7 
Tricloroetano 0.13 27.5 
Cloruro de vinilo -0.72 20 
Cloruro de Vinilideno 1 35 
 
Costo de energía: $61.77/Ton P 
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 4
Inversión fija para una planta de 23KT: $20.93x106 
 
Proceso 2: 
 
Balance de materia 
 
Componente Coeficiente T/T Prod Precio c/lb 
 
Cloro -3.01 7 
Etano -0.56 3 
Cloruro de Etilo 0.08 18 
Acido Clorhídrico 2.11 10.7 
Cloruro de vinilideno 1 35 
 
Costo de energía: $109.42 / Ton 
 
Inversión Fija para planta de 23KT : $25.3x106 
 
Suponga tasa minima de retorno del 20%. Si necesita saber otras 
suposiciones indíquelas. 
 
 
Proceso1: 
 
Capacidad = 23000Ton/año 
I = 20.93MMUSD/año 
 
añoMMUSDInversión /172.29
23000
4000093.20
6.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
pCPdMOCEbMPaICOA −+++= 
 
aI = 0.05(29.172) = 1.4586 MMUSD/año 
 
bMP: 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonClCloro /6672.540000
/
/026.22792.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonCViloCloruroVin /672.1240000
/
/026.222072.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
bMP = 18.3392 MMUSD/año 
 
CE: 
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 5
añoMMUSD
año
tonP
TonP
USDEnergía /4708.24000077.61 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
CE = 2.4708 MMUSD/año 
 
pCP: 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonHClHCl /42552.440000
/
/026.227.1047.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonTCETCE /146.340000
/
/026.225.2713.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
pCP = 7.57152 MMUSD/año 
 
COA = 14.69708 MMUSD/año 
 
ROI = 0.20 IUNROI /= 
0.20(29.172)= UN = 5.8344 MMUSD/año 
 
)( fIUBieIUBUN −−−= 
UB = 14.5852 MMUSD/año 
 
Ingreso = UB+ COA = 14.5852+14.69708 = 29.28228 MMUSD/año 
 
TonUSD
capacidad
ingresoPcioVenta /732
40000
28228.29
=== 
 
Ganancia en c/lb P = 6.63 c/lb P 
 
 
 
Proceso2: 
 
añoMUSDInversión /263.35
23000
400003.25
6.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
pCPdMOCEbMPaICOA −+++= 
 
aI = 0.05(35.263) = 1.76315 MMUSD/año 
 
bMP: 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonClCloro /5416.1840000
/
/026.22701.3
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 6
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonEtoE /4784.140000
/
/026.22356.0tan =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
bMP = 20.02 MMUSD/año 
 
CE: 
 
añoMMUSD
año
tonP
TonP
USDEnergía /3768.44000042.109 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
CE = 4.3768 MMUSD/año 
 
pCP: 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonCEloCloruroEti /2672.140000
/
/026.221808.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonHClHCl /86776.1940000
/
/026.227.1011.2
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
pCP = 21.13496 MMUSD/año 
 
COA = 5.024 MMUSD/año 
 
ROI = 0.20 IUNROI /= 
0.20(35.263)= UN = 7.0526 MMUSD/año 
 
)( fIUBieIUBUN −−−= 
UB = 17.6303 MMUSD/año 
 
Ingreso = UB+ COA = 17.6303+5.024 = 22.6543 MMUSD/año 
 
TonUSD
capacidad
ingresoPcioVenta /3575.566
40000
6543.22
=== 
lbPc
TonUSD
lbc
TonP
año
año
MMUSDbPGananciaxl /0143.8
/026.22
/
40000
0526.7 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
Ganancia en c/lb P = 8.0143 c/lb P 
 
 
 
2.5. Cumeno puede producirse a partir de Benceno y Propileno. Se 
desea instalar una planta usando esta ruta a 100KT de capacidad. Los 
datos son: 
Balance de materia 
Componente Coeficiente T/T P 
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 7
Benceno -0.67 
Cumeno 1 
Propileno -0.38 
 
Requerimientos de energía: 0.06 FOET/Ton 
 
Inversión Unitaria para un proceso de 127KT de capacidad (1977$): 
120$/Ton 
 
Usando datos económicos de 1999, 
 
a) Estime la ganancia del proceso después de impuestos, en 
c/lb 
b) Estime el precio de venta del producto. 
 
Suponga que el precio de aceite combustible es de 8c/lb 
Suponga TR de 30% y una vida de proceso de 10 años. 
 
añoMMUSD
año
TonP
TonP
USDI /2039.13
127000
100000127000120 6.0
1977 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
añoMMUSDI /269.25
1.204
6.3902039.131999 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
Esa inversión es en 10 años, por lo tanto para tenerla por año dividir 
entre 10 la inversión: 
 
I = 2.5269 MMUSD/añopCPdMOCEbMPaICOA −+++= 
 
aI = 0.05(2.5269) = 0.1263MMUSD/año 
 
bMP: 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonBenBenceno /266.13100000
/
/026.22967.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
opTonopileno /032.10100000
/
/026.2212Pr38.0Pr =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
bMP = 23.293 MMUSD/año 
 
CE: 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 8
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
FOETEnergía /056.1100000
/
/026.22806.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
 
CE = 1.056 MMUSD/año 
 
COA = 24.475 MMUSD/año 
 
ROI = 0.3 = UN/I Por lo tanto UN = 0.75807 
MMUSD/año 
 
)( fIUBieIUBUN −−−= Por lo tanto UB = 1.76883 
 
UB = Ingreso – COA Por lo tanto Ingreso = 
26.243 MMUSD/año 
 
Ganancia = UN / Capacidad = 0.75807/100 000 = 7.5807 USD/TonP 
= 0.3445 c/ lb P 
 
Pcio Venta = 11.928 c/lb P 
 
 
 
2.7.- Se desea instalar un proceso para la producción de acetona a 
partir de isopropanol con una capacidad de 100KT. 
 
a) Estime la utilidad unitaria después de impuestos 
b) Estime el precio de venta del producto. 
 
Base su análisis en datos de 1999. 
 
Tecnología 
 
 Consumo unitario de materias primas: 
 1.11 de isopropanol 
 0.04 de nitrógeno 
 
 Consumo de energía: 
 0.33 FOET/T 
 
 Inversión unitaria para una planta de 68 KT (1977$): 160$/T 
 
 Precios 
 Suponga para nitrógeno 5 c/lb y para aceite combustible 8 c/lb 
 
 Parámetros económicos 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 9
 e = d = 0.1 t = 0.5 Imin= 0.15 
 
a) 
añoMMUSD
año
Ton
Ton
USDI /712.13
68
10068000160 6.0
1977 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
añoMMUSDIactual /2415.261.204
6.390712.13
1999
== 
 
pCPdMOCEbMPaICOA −+++= 
 
aI = 0.05(26.2415) = 1.3120 MMUSD/año 
 
bMP: 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonIPlIsopropano /028.83100000
/
/026.223411.1
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonNNitrogeno /44.0100000
/
/026.22504.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
bMP = 83.468 MMUSD/año 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
FOETCE /808.5100000
/
/026.22833.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
COA = 90.588 MMUSD/año 
 
ROI > Imin ROI>0.15 
 
Si ROI = 0.20 
 
IUNROI /= 0.2(26.2415) = UN = 5.2483 
MMUSD/año 
 
b) 
 
)( fIUBieIUBUN −−−= 
5.2483 = UB -2.62415-0.5(UB-2.62415) 
UB = 13.12075 MMUSD/año 
 
añoMMUSDIUNUB /1206.13
5.0
3120.12483.5
5.0
05.0
=
+
=
+
= 
Ingreso = UB+COA = 13.12075+90.588 = 103.7086MMUSD/año 
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 10
Pcio Venta= TonUSD
Capacidad
Ingreso /086.1037
100000
7086.103
== 
 
Pcio Venta = 47.14 c/lb 
 
 
2.8 Se desea instalar una planta de 40 KT de cloruro de vinilideno. 
Basado en la información de las tres tecnologías que se reportan en 
seguida, detecte la alternativa que proporciona el menor costo de 
producción. Base su análisis en costos de 1996. 
 
 
Tecnología 1 
 
Balance de materia 
 
 
Componente 
 
Coeficiente. T/T de producto 
Cloro -1.03 
Etileno -0.09 
Dicloroetano -0.83 
Acido clorhídrico 0.43 
Hidróxido de sodio -0.46 
Cloruro de vinilideno 1.00 
 
Costo de energía: $ 36/ton de 
producto 
 
 
 
 
Inversión fija para una planta de 23 KT: $ 14.49 x 10 6 (1977$) 
 
Tecnología 2 
 
Balance de materia 
 
 
Componente 
 
Coeficiente. T/T de producto 
Cloro -0.92 
Acido clorhídrico 0.47 
Tricloroetano 0.13 
Cloruro de vinilo -0.72 
Cloruro de vinilideno 1.00 
 
Costo de energía: $ 61/ton de 
producto 
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 11
 
 
Inversión fija para una planta de 23 KT: $ 20.93 x 10 6 (1977$) 
 
 
 
 
Tecnología 3 
 
Balance de materia 
 
 
Componente 
 
Coeficiente. T/T de producto 
Cloro -3.01 
Etileno -0.56 
Cloruro de etilo 0.08 
Acido clorhídrico 2.11 
Cloruro de vinilideno 1.00 
 
Costo de energía: $ 109/ton de 
producto 
 
 
 
 
Inversión fija para una planta de 23 KT: $ 25.3 x 10 6 (1977$) 
 
Otros datos: 
 
Depreciación 10% Tasa de impuestos 50% 
Tasa de retorno mínima 15% 
 
Se desea tener un mes de inventarios como capital de trabajo. 
T= toneladas métricas. 
 
Escriba cualquier suposición adicional que haga. 
 
 
 
Solución: 
 
 
Tecnología 1 
 
 
año
MMUSD
KT
KT
año
MMUSDInversion 769.37
1.204
7.381
23
4049.14
6.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 12
 
AÑO
MMUSD
AÑO
MMUSDaI 888.1769.3705.0 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
Año
MMUSD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
TcloroCloro 686.2240000026.222503.1 =
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
 
 
Año
MMUSD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
TcloroEtileno 903.140000026.222409.0 =
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
Dicloroetano Año
MMUSD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
Tcloro 356.1540000026.222183.0 =
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
Hidróxido de Sodio 
Año
MMUSD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
Tcloro 796.4540000026.2211346.0 =
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
bMP = 85.741 MM USD / Año 
 
cE=
Año
MMUSD
Año
Ton
Ton
USD 69.2
1.204
7.3814000036 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
 
pCp= Año
USD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
Ton 39.10040000026.2226543.0 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
 
COA= -10.071 MMUSD / Año 
 
 
Tecnología 2 
 
año
MMUSD
KT
KT
año
MMUSDInversion 552.49
1.204
7.381
27
4093.20
6.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 13
AÑO
MMUSD
AÑO
MMUSDaI 4776.2552.4905.0 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
bMP: 
Año
MMUSD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
TcloroCloro 263.2040000026.222592.0 =
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
 
 
Año
MMUSD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
Tclorovinilodecloruro 321.1340000026.222172.0.. =
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
bMP = 33.584 MM USD / Año 
 
cE=
Año
MMUSD
Año
Ton
Ton
USD 563.4
1.204
7.3814000061 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
 
pCp=
Año
USD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
ToncoClorihidriAcido 73.10940000026.2226547.0.. =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
Tricloroetano Año
MMUSD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
Tcloro 017.840000026.227013.0 =
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
pCp=117.747 MMUSD / Año 
 
 
COA= -77.1224 MMUSD / Año 
 
 
Tecnología 3 
 
año
MMUSD
KT
KT
año
MMUSDInversion 947.65
1.204
7.381
27
403.25
6.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 14
AÑO
MMUSD
AÑO
MMUSDaI 297.3947.6505.0 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
bMP: 
Año
MMUSD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
TcloroCloro 298.6640000026.222501.3 =
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
 
 
Etano Año
MMUSD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
Tcloro 361.1040000026.222156.0 =
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
bMP = 76.659 MM USD / Año 
 
cE=
Año
MMUSD
Año
Ton
Ton
USD 153.8
1.204
7.38140000109 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
 
pCp=
Año
USD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
TonEtilodeCloruro 325.240000026.223308..0.. =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
Acido.Clorhídrico
Año
MMUSD
Año
T
lb
c
Ton
USD
lb
c
Tprod
Tcloro 633.49240000026.2226511.2 =
⎟
⎟
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎜
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
pCp=494.958 MMUSD / Año 
 
 
COA= -404.524 MMUSD / Año 
 
La alternativa de menor costo de operación es la tecnología 3 
 
COA= -404.524 MMUSD / Año 
 
Con una inversión = 65.947 MMUSD/ Año 
 
El costo de operación anual da un valor negativo debido a que se 
producen coproductos vendidos a altos precios, el costo de venta de 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten15
estos cubre completamente y en poco tiempo el costo de producción 
del mismo producto. 
 
 
2.9. Se puede producir estireno por deshidrogenación de etilbenceno. 
Los datos técnicos para esa tecnología son los siguientes: 
 
Balances de materia 
 
Componente Coeficiente, T/T de Prod 
 
Benceno 0.05 
Etilbenceno -1.15 
Estireno 1.00 
Tolueno 0.05 
 
Requerimientos primarios de energía : 0.32 FOET/ T 
 
Inversión unitaria para una planta de 454 KT (1977$) 190$/T 
 
a) Estimar el costo de producción del estireno en 1999 
b) Repita el inciso anterior suponiendo que la planta opera al 
50% de su capacidad nominal. 
 
Tome el costo de aceite combustible como 8 c/lb 
 
a) 
añoMMUSD
año
ton
ton
USDI /26.864540001901977 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
añoMMUSDI /081.165
1.204
6.390*26.861999 == 
pCPdMOCEbMPaICOA −+++= 
aI = 8.254 MMUSD/año 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonUSD
lb
c
TonP
TonbMP /155.287454000
/
/026.222515.1
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonUSD
lb
c
TonP
FOETCE /569.25454000
/
/026.22832.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
pCP: 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonUSD
lb
c
TonP
TonBenceno /4946.4454000
/
/026.22905.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 16
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonUSD
lb
c
TonP
TonTolueno /4946.4454000
/
/026.22905.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
pCP = 8.9892 MMUSD/año 
 
COA = 311.9888 MMUSD/año 
b) 
 
Si la planta opera al 50% de su capacidad nominal: 
 
COA = 8.254 + 0.5(287.155+25.569-8.9892) = 160.1214 
MMUSD/año 
 
2.10.- Considere el proceso de producción de cumeno cuyos datos 
son los sig. considerando el mismo escenario económico, calcúlese la 
tasa de retorno si el precio de venta del producto se fija en 33c/lb y 
el proceso opera a un 30% de su capacidad 
 
 COMPONENTE COEFICIENTE T/TON DE 
PROD. 
ACETONA 0.61 
CUMENO -1.35 
FENOL -0.01 
H2SO4 -0.01 
ENERGIA: 0.38 FOET/T 
Inversion unitaria para una planta de : 91kt(1977$): 490$/ton 
Se desea instalar planta de 120,000t/año para 1980 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
( )
/12.87
/
/2233120000*
/872.45
/0256.8
/
/22812000038.0
/024.57
/024.57
/
/2216120000
:
35.1
/5456.22
/5456.22
/
22/1412000061.0
:
/368.3)36.67(05.0
/36.67
1.204
2.26164.52)1980(
/64.52
91
1209100049)1977(
6.0
añoMMUSDINGRESO
lbc
tonUSD
lb
c
año
tonprodVENTAdePRECIOCAPACIDADINGRESO
añoMMUSDanualoperaciondeCOSTO
añoMMUSD
lbc
tonUSD
lb
c
año
tonprod
tonprod
CE
añoMMUSDbMP
añoMMUSDCUMENO
lbc
tonUSD
lb
c
año
tonprod
tonprod
toncumCUMENO
añoMMUSDpCP
añoMMUSDACETONA
lbc
USDtonlbc
año
tonprod
tonprod
tonACEACETONA
pCP
añoMMUSDaI
añoMMUSDINVERSIÓN
añoMMUSD
año
ton
TON
USDINVERSION
=
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛==
=
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=
=
=
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=
=
=
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=
==
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 17
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
PARA 80% 
%99.181899.0
36.67
7944.12
/7944.12)736.63248.32(5.0736.63248.32
/3248.323712.37696.69
/696.698.0)12.87(
/2712.37
)5456.220256.8024.57(8.0368.34
===
=−−−=
=−=
==
=
−++=
ROI
AÑOMMUSDU
AÑOMMUSDU
AÑOMMUSDINGRESO
AÑOMMUSDCOA
COA
N
B
 
 
2.11.- Anhídrido maléico, usado principalmente en la producción de 
poliéster, puede producirse mediante la oxidación de benceno. En 
seguida se dan los datos técnicos de esta tecnología: 
 
 
COMPONENTE COEFICIENTE T / TPRODUCTO 
Benceno -1.19 
Anhídrido maleico 1.00 
 
 
Consumo de energía: 0.15 FOET/ T 
Inversión unitaria para una planta de 27,000 T (1977$) : 910$ /T 
Un grupo industrial tiene interés en instalar una planta basada en 
esta tecnología. Con una capacidad de 20,000 TON. El análisis de 
desea basar en precios de 1999. 
Si el precio de venta se fija en 55⊄/ lb, estime la tasa de retorno. 
Tome el precio de aceite combustible como 8⊄ / lb. 
 
 
indices 1977 204.1 
 1999 394.1 
 
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 18
inversion(1977)=I*Q2(Q2/Q1)^0,6= 20521301.2USD/año 
inversion(1999)=I*(indice2/indice1)= 39624913.4USD/año 
a I = 0,05*I = 1981245.67USD/año 
bMP = Coef.T/Tprod*Q= 23800 Tben/año 
 bMP = 4712400 USD/año 
CE = FOET*Q*precio de comb*22=528000 USD/año 
 22 es factor de conversion USD 
Costo de operación anual: 
Cop = aI+bMP+CE 7221645.67USD/año 
Ingreso = Q*precio de producto*22 24200000 USD/año 
 
 22 es factor de conversion USD 
UB = Ingreso-Cop 16978354.3USD/año 
UN = UB-eI-i(UB-fI) 6507931.5 
i = 0.5 e=f=0,1 
eI = fI = 3962491.34 
ROI = UN/I 0.16423838= 16.4238378% 
 
 
2.12.- Se han encontrado los siguientes datos para un proceso de 
producción de ciclohexano. La inversión requerida es de $ 510,000. El 
capital de trabajo es de $ 159,000. Los costos de operación son de 
2,257,400$ /año, mientras que las ventas anuales son de $ 
2,400,000. ¿Cuál es la tasa de retorno del proceso? Indique 
explícitamente cualquier suposición que haga. 
 
 
I = Io+Ct 669000 USD/año 
 
UB = Ingreso - Cop 142600 USD/año 
 
UN = UB-eI-i(UB-fI)=37850 USD/año 
i = 0.5 
eI = fI = 66900 
e = f = 0.1 
 ROI = UN / I =0.05657698en porcentaje=5.65769806% 
 
 
2.13.- Ácido tereftálico, usado para la producción de poliéster, puede 
producirse mediante oxidación con aire de p-xileno en presencia de 
un catalizador de cobalto-manganeso-bromo. Los siguientes son 
datos técnicos de esa tecnología. 
 
Balance de materia 
Componente Coeficiente T / T de producto 
Ácido acético -0.06 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 19
Ácido tereftélico 1.00 
p-xileno -0.67 
Requerimientos de energía: 0.34 FOET / T 
Inversión unitaria para una planta de 150 KT (1977): 910 $/ T 
Se desea hacer un análisis de un proceso de 120 KT basado en costos 
de 1986. 
 
a) Si la planta opera a capacidad completa, estime el precio de 
venta del producto. 
b) Si el precio del producto se fija en 40 ⊄/ lb y el proceso opera a 
75% de capacidad, estime la tasa de retorno. 
 
 
índices 1977 204.1 
 1986 318.4 
 Q1= 150000 
 Q2= 120000 
 
 
inversion(1977)=I*Q2(Q2/Q1)^0,6= 119395138USD/año 
 
inversion(1986)=I*(indice2/indice1)= 186258756USD/año 
 
a I = 0,05*I = 9312937.8 USD/año 
 
bMP = Coef.T/Tprod*Q= 39336000 USD/año 
acido acetico= 3960000 
p-xileno = 35376000 
 
CE = 
FOET*Q*precio de
comb*22= 7180800 USD/año 
 22 es factor de conversion a USD 
Costo de operación anual: 
 
Cop = aI+bMP+CE 
55829737
.8 USD/año 
si: 
ROI = UN/I 0.25 = 25 % 
 
a) 
UN = ROI*I 46564688.99 
UN = UB-eI-i(UB-fI) 
i = 0.5 
e=f=0,1 
eI = fI = 18625875.6 
46564688,9886263=UB-18625875,6-0,5(UB-18625875,6) 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 20
UB= (UN+0,05I)/0,5 = 111755254 
Ingreso = UB+Cop 167584991 USD/año 
Precio a la venta= ingreso/capacidad 1396.54159 USD/año 
 
(1396,54159475357 
USD/año)/22= 63.4791634c/Lb 
 
b) 
Precio de venta= 40 c/Lb 
operación al = 75% = 0.75 
Costo de operación anual 
Cop=aI+0,75(bMP+CE)= 44200537.8UDS/año 
ingreso=0,75Q*Precio*22= 79200000 UDS/año 
 
22 es un factor de conversion a USD 
UB= ingreso - Cop= 34999462.2 
UN = UB-eI-i(UB-fI)= 8186793.3 
i = 0.5eI = fI =18625875.6 
e = f = 0.1 
ROI = UN/I = 0.043953871en porcentaje= 4.39538708
 
 
2.14.-Considere el proceso de dsiproporcionación de tolueno para 
producir benceno y xileno. Hengstebeck y Banchero estimaron una 
inversión en equipo principal de 3,742,000 dólares ($1969). Otros 
aspectos del proceso se dan a continuación. Los costos están en 
precios de 1969. 
 
Costo de servicios en miles de dólares por año: 
 
 Electricidad 322 
 Vapor 520 
 Combustible 333 
 Agua 30 
 
Materiales, BCD (60°F) 
 
Tolueno Alimentado 3780 
Productos 
 
 Benceno 1590 
 Xileno 2000 
 
H2 Alimentado, 106 SCFD 1.88 
Aceite combustible, 106 Btu/dia 1700 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 21
 
Notas: BCD = Barriles por dia 
 SCFD = pies cúbicos estándar/día 
 
En base a los datos mostrados, estime 
 
a) El costo de operación del proceso 
b) La rentabilidad del proceso. Interprete resultados 
c) La rentabilidad del proceso si éste opera al 70% de su 
capacidad nominal. Interprete resultados. 
 
Haga sus estimaciones usando precios de 1986. 
 
a) 
 
I1969 = 3742000USD 
 
( ) MMUSD953.9
7.119
4.3183742000 I1969 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
pCPdMOCEbMPaICOA −+++= 
 
( ) añoMMUSDMMUSDaI /49765.0953.905.0 == 
 
 
bMP: 
 
87.0=relToluenoρ 
3/87.0 cmgrTolueno =ρ 
 
( ) diacm
m
cm
bar
m
dia
bar /601020000
1
100
1
159.03780 3
3
33
=⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
 
 
( ) diatondiagrdiacmcmgr /8874.522/522887400/6010200000/87.0 33 == 
 
añoMMUSD
año
dias
lbc
TonTolUSD
lb
c
Dia
tonTolTolueno /667.75365
/
/026.22188874.522
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
añoMMUSDbMP /667.75= 
 
CE: Costos ya actualizados 
 
añoMMUSDadElectricid /8565.0= 
 añoMMUSDeCombustibl /8857.0= 
añoMMUSDVapor /3831.1= añoMMUSDAgua /07979.0= 
añoMMUSDCE /205.3= 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 22
 
pCP: No hay co-productos 
 
añoMMUSDCOA /36965.79205.3667.7549765.0 =++= 
 
b) ROI: 
 
IUNROI /= 
 
 
 
Se producen: 
 
Benceno = 1590bar/dia gbenceno 879.0=ρ 
 
diacm
m
cm
bar
m
dia
bar /252810000)100(159.01590 33
33
=⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
 
 
diaton
gr
kg
kg
ton
dia
gr
dia
cm
cm
grmasa /2199.222
1000
1
1000
222219990252810000879.0
3
3 =⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
añoMMUSD
lbc
tonUSD
lb
c
año
ToncenoingresoBen /86527.17
/
/026.2210935.81109 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
 
Xileno = 2000 bar/Dia 3/87.0 cmgrxileno=ρ 
diacm
m
cm
bar
m
dia
bar /318000000
1
)100(
1
159.02000 3
3
33
=⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
 
 
diatondiagr
dia
cm
cm
grmasaXileno /66.276/27666000031800000087.0
3
3 ==⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
 
añoMMUSD
lbc
TonUSD
lb
c
año
tonenoingresoXil /587.35
/
/026.22169.100980
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
añoMMUSDIngreso /4525.53= 
 
añoMMUSDUB /917.2536965.794525.53 −=−= 
 
añoMMUSDUN /456.13)]953.9)(1.0(917.25[5.0)953.9)(1.0(917.25 −=−−−−−= 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 23
%149.13535.1
953.9
456.13
−=−=
−
=ROI 
 
Interpretación: La empresa sale perdiendo con esta tecnología, ya 
que el proceso es más caro que lo que se gana vendiendo el producto 
fabricado y por lo tanto la empresa queda en número rojos y no debe 
ser asi. 
 
d) Si opera al 70% de su capacidad: 
 
añoMMUSDCOA /708.55)205.3667.75(7.049765.0 =++= 
añoMMUSDIngreso /41675.37)4525.53(7.0 == 
2913.18708.5541675.37 −=−=UB 
añoMMUSDUN /6433.9−= 
%8.86868.0
953.9
6433.9
−=−=
−
=ROI 
 
Interpretación: Aunque se reduzca la operación la empresa 
continuará en número rojos ya que de igual manera se reduce el 
producto fabricado y por ende los ingresos que éste genera. El 
proceso o tecnología no es la ideal. 
 
 
2.15.- Repita el problema anterior usando los datos que para esta 
tecnología reportan Rudd y colaboradores. 
 
Componente Coeficiente T/Tproducto 
 
Benceno 1.00 
Aceite combustible 0.01 
Tolueno -2.69 
Xilenos 1.61 
 
Consumo de energía: 0.28 FOET/T 
 
Inversión unitaria para una planta de 90KT (1977$) 90$/T 
 
a) 
 
TonUSDI /901977 = 
 
Si se desea realizar para una planta idéntica de 90000Ton, solo 
actualizamos en año a la inversión. 
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 24
añoMMUSD
año
TonP
TonP
USDI /6361.12
1.204
4.3189000090
1986 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
pCPdMOCEbMPaICOA −+++= 
 
añoMMUSDaI /63180.0)6361.12(05.0 == 
 
bMP: 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonTolTolueno /984.9590000
/
/026.221869.2
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
bMP = 95.984 añoMMUSD / 
 
CE: 
 
Tomamos como valor de combustible y de energía de 8c/lb. 
 
añoMMUSD
año
TonP
lbc
TonUSD
lb
c
TonP
TonCombeCombustibl /1585.090000
/
/026.220801.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
añoMMUSD
año
TonP
lbc
FOETUSD
lb
c
TonP
FOETEnergia /4404.490000
/
/026.22828.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
CE = 4.598 añoMMUSD / 
pCP: 
 
añoMMUSD
año
TonP
lbc
TonUSD
lb
c
TonP
TonxiXileno /0650.5190000
/
/026.220161.1
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
pCP = 51.0650 MMUSD/año 
 
añoMMUSDCOA /1488.50= 
 
b) 
 
IUNROI /= 
 
añoMMUSD
lbc
tonUSD
lb
c
año
Toningresos /8234.19
/
/026.221090000 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
añoMMUSDUB /3254.301488.508234.19 −=−= 
 
)( fIUBieIUBUN −−−= 
UN = -15.794 MMUSD/año 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 25
 
%99.1242499.1
6361.12
794.15
−=−=
−
=ROI 
 
c) al 70% de operación 
 
añoMMUSDCOA /2937.35)0650.51598.4984.95(7.063180.0 =−++= 
añoMMUSDIngresos /8763.13)8234.19(7.0 == 
añoMMUSDUB /4174.212937.358763.13 −=−= 
)( fIUBieIUBUN −−−= 
340.11−=UN 
%74.898974.0
6361.12
340.11
−=−=
−
=ROI 
 
2.16.- Considere ahora la producción de benceno mediante 
hidrodealkilación de tolueno. Los datos técnicos son los siguientes: 
 
Componente Coeficiente T/Tproducto 
Benceno 1.00 
Hidrógeno -0.07 
Metano 0.24 
Tolueno -1.20 
 
Consumo de energía: 0.08 FOET/T 
 
Inversión unitaria para una planta de 90KT (1977$) 60$/T 
 
Establezca una comparación del panorama económico de esta 
tecnología con respecto a la del problema anterior. 
 
añoMMUSD
año
TonP
TonP
USDI /424.8
1.204
4.3189000060
1986 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛= 
 
pCPdMOCEbMPaICOA −+++= 
 
aI = 0.05(8.424)=0.4212 MMUSD/año 
 
bMP: 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonHHidrogeno /8325.090000
/
/026.22607.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonTolUSD
lb
c
TonP
TonTolTolueno /8185.4290000
/
/026.221820.1
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
bMP = 43.6510 MMUSD/año 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 26
 
CE: 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
FOETUSD
lb
c
TonP
FOETlEnergia /2686.190000
/
/026.22808.0
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
CE = 1.2686 MMUSD/año 
 
pCP: 
 
añoMMUSD
año
tonP
lbc
TonUSD
lb
c
TonP
TonMeoMe /4757616.090000
/
/026.22124.0tan =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
pCP = 0.4757616 MMUSD/año 
 
COA = 44.8650 MMUSD/Año 
añoMMUSD
lbc
TonUSD
lb
c
año
TonPIngresos /8234.19
/
/026.221090000
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
 
 
UB = 19.8234-44.8650=-25.0416 MMUSD/año 
 
)( fIUBieIUBUN −−−= 
 
UN = -12.942 MMUSD/año 
 
%6.153536.1
424.8
942.12
−=−=
−
=ROI 
 
Interpretación: Cuando la planta opera al 100% de su capacidad 
observamos que también dan número negativos, osea pérdidas para 
la empresa en lugar de ganancias. La tecnología aplicada hace que el 
proceso no sea nada rentable, se debe de buscar otra tecnología para 
poder obtener el producto deseado.Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 27
 
Inversión (1977) = 550 $/T 
Capacidad (1977) = 23000 T/año 
Capacidad (1999) = 15000 T/año 
Consumo de ciclohexano = 1.64 T/T de producto 
Consumo de hidróxido de sodio = 0.13 T/T de producto 
Producción de ciclohexanona = 0.38 T/T de producto 
Consumo de energía = 0.43 FOET/T 
Precio de ciclohexano = 15 ¢/lb 
Precio del hodróxido de socio = 170 ¢/lb 
Precio del combustible = 8 ¢/lb 
Precio de venta de la ciclohexanona =73 ¢/lb 
Indice (1977) = 204.1 
Indice (1999) = 390.6 
Factor de conversión = 22.026 ($/T)/(¢/lb) 
 
Cálculo de la 
inversión 
 
 
 
 
 Para una capacidad de: 23000 T/año 
 Inversión en 1999: 24209162.2 $/año 
 
 Para una capacidad de: 15000 T/año 
 Inversión en 1999: 18732589.4 $/año 
 
 Cálculo del costo de operación: 
2.18. Se desea construir una planta de 15000 toneladas por año de capacidad para producir ciclohexanol mediante 
oxidación de ciclohexano. A partir de la información técnica y económica que se proporciona, estime: 
 
a) El precio de venta de ciclohexanol en 1999. 
b) La utilidad del proceso, en ¢/lb. 
 
Datos técnicos del proceso 
 
Balance de materia 
 
Componente Coeficiente, T/T de producto
Ciclohexano -1.64 
Ciclohexanol 1.00 
Ciclohexanona 0.38 
Hidróxido de sodio -0.13 
 
Energía requerida como servicios: 0.43 FOET/T 
 
Inversión unitaria para una planta de 23 KT de capacidad (1977 $): 550 $/T 
1
1
2
6.0
1
2
2 IIndice
Indice
Q
QI ⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 28
 
 
 
 
a = 0.05 
I = 18732589.4 
bMP = 15429213 $/año 
cE = 1136541.6 $/año C=8337365.47 $/año 
pCP = 9165018.6 $/año 
 
 
 Cálculo del precio de venta: ROI =0.15 
 
 I=18732589.4 
 R=7493035.75 $/año
 S= 15830401.2 $/año 
 
 Precio de venta del ciclohexanol =1055.36008 
 14.4569874 
 a) 
 Precio de venta del ciclohexanol (1999 $) =14.45 
 b) 
 Utilidad del proceso =8.5047 ¢/lb 
 
 
 
2.19 .-El terftalato de dimetilo puede producirse a partir de p-xileno. 
 
componente coeficiente t/ton de prod. 
terftalato de dimetilo 1.0 
metanol -0.41 
p-xileno -0.63 
 
Energía consumo: 0.32 foet/ton 
Inversión unitaria para una planta de 150 kton(1977$) 820$/t 
se desea evaluar la factibilidad de instalar una pronta de 120kton de 
capacidad para producir este compuesto; base el análisis en precios 
de 1996. 
A) estime tasa de retorno 
B) si la tasa mínima de retorno establecida por la compañía es de 
0.15 calcule el beneficio extra. 
 
pSPdMOcEbMPaIC −+++=
IROIP
IPR
CRS
S
⋅=
+
=
+=
=
5.0
05.0
capacidad
 ventade Precio
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 29
AÑOMMUSDCOA
AÑOMMUSD
lbc
tonUSD
lb
c
año
tonprod
tonprod
FOETCE
AÑOMMUSDbMP
AÑOMMUSDXILENOP
lbc
tonUSD
lb
c
año
tonprod
tonprod
tonpexXILENOP
AÑOMMUSDMETANOL
lbc
tonUSD
lb
c
año
tonprod
tonprod
tonmeOHMETANOL
bMP
AÑOMMUSDaI
AÑOMMUSDINVERSIÓN
AÑOMMUSDINVERSIÓN
año
tonprod
tonprod
USDINVERSIÓN
/363.39
/7584.6
/
/22812000032.0
/5456.22
/9688.14
/
/22912000063.0
/5768.7
/
/227:120000
:
41.0
/059.10
/191.201
1.204
7.38158.107)1996(
/58.107)1977(
150
120150000820)1977(
6.0
=
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=
=
=−
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=−
=
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=
=
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
=
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=
 
NECESITO UN PRECIO DE VENTA DE PRODUCTO: 76c/lb 
AÑOMMUSDIiUVb
I
UROI
AÑOMMUSDU
AÑOMMUSDCOAINGRESOU
AÑOMMUSDlbcPCOCAPCINGRESO
N
N
N
B
/391.40)191.201)(15.0(57.70min)
%3535.0
191.201
57.70
/57.70)1191.20277.161(5.01191.20277.161
/277.161363.3964.200
/64.20022*/76*120000*.
=−=−=
===
=−−−=
=−=−=
===
 
 
2.21 .- Anhídrido maleico, usado en producción de poliesters, puede 
producirse mediante la oxidación de benceno. 
 
COMPONENTE COEFICIENTE T/TON 
DE PROD. 
BENCENO -1.19 
ANH. MALEICO 1.0 
 
CONSUMO DE ENERGÍA 0.15 FOET/TON 
INVERSIÓN UNITARIA PARA UNA PLANTA DE 27000T(1977$): 910 
$/T 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 30
INSTALAR UNA PLANTA BASADA EN ESTA TECNOLOGÍA, CON UNA 
CAPACIDAD DE 20000 TON. EN PRECIOS DE 1999. 
SI EL PRECIO SE FIJA EN 50c/lb, ESTIME TASA DE RETORNO 
 
%8.13138.0
273.39
43435.5
/43435.5)9273.3796.14(5.09273.3796.14
/796.14204.722
/22
/204.7
/528.022*8*20000*15.0
/7124.4
/
/229.20000
.
.19.1
/9636.1
/273.39
1.204
6.390521.201999
/521.20)1977(
27
20.27000
.
910)1977(
6.0
===
=−−−=
=−=−=
=
=
==
=
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=
=
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
=
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=
ROI
AÑOMMUSDU
AÑOMMUSDCOAINGRESOU
AÑOMMUSDINGRESO
AÑOMMUSDCOA
AÑOMMUSDCE
AÑOMMUSDbMP
lbc
añoUSD
lb
c
año
tonprod
tonprod
tonbencbMP
AÑOMMUSDaI
AÑOMMUSDactualINVERSIÓN
AÑOMMUSDINVERSIÓN
año
tonprod
tonprod
USDINVERSIÓN
N
B
 
 
 
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 31
 
 
Cálculo de 
la inversión 
 
 
 
 
 Para una capacidad de: 23000T 
 Inversión en 1999: 29780774.1$ 
 Para una capacidad de: 30000T 
 Inversión en 1999: 34927864.5$ 
 Cálculo del costo de operación: 
 
 
 
 
a = 0.05 
I = 34927864.5$ 
bMP = 21177999$ 
cE = 1638734.4$ C = 24563126.6$ 
Inversión (1977) = 830$/T Indice (1977) = 204.1
Capacidad (1977) = 23000T Indice (1986) = 318.4
Capacidad (1986) = 30000T 
Consumo de acetato de vinilo = 0.19T/T de producto 
Consumo de cloruro de vinilo = 0.88T/T de producto 
Consumo de otras materias quimicas = 0.02T/T de producto Factor de conversión: 
Consumo de energía = 0.31FOET/T 22.026($/T)/(¢/lb)
Precio del acetato de vinilo = 39¢/lb 
Precio del cloruro de vinilo = 28¢/lb 
Precio del combustible = 8¢/lb 
2.23. El copolímero de vinilo/acetato de vinilo puede producirse mediante un proceso de polimerización 
en suspensión. Los datos de la tecnología son los siguientes: 
 
Balance de materia 
 
Componente Coeficiente, T/T de producto 
Acetato de vinilo -0.19 
Cloruro de vinilo -0.88 
Cloruro de vinilo/acetato de vinilo 1.00 
Otras materia químicas -0.02 
 
Requerimientos de energía: 0.31 FOET/T 
 
Inversión unitaria para una planta de 23 KT (1977 $) 830 $/T 
 
Si se considera adquirir una planta basada en esta tecnología con una capacidad de 30 KT, estime el 
precio de venta del producto. Base su estimación a precios de 1986. De ser posible, compare su 
estimación con el precio de mercado y analice su resultado. 
 
Datos adicionales 
 
Precio del aceite combustible: 8 ¢/lb 
 
Parámetros económicos 
 
e = d = 0.1 t = 0.5 imín = 0.15
1
1
2
6.0
1
2
2 IIndice
Indice
Q
QI ⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
⎟⎟
⎠
⎞
⎜⎜
⎝
⎛
=
pSPdMOcEbMPaIC −+++=
 Problemas Capítulo 2 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 32
 
Cálculo 
del precio 
de venta: 
 
 
 
 
 
 
Precio de venta del
cloruro de vinilo/acetato
de vinilo = 1675.40315$/T 
 76.0647939¢/lb 
 
 
Precio de venta del cloruro
de vinilo/acetato de vinilo
= 76.0647939¢/lb 
 
Desconocemos el precio de venta de dicho copolímero. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
imin = 0.15 
I =34927864.5$ 
P =5239179.68$ 
 
R =13971145.8$ 
 
S =38534272.4$ 
IIP
IPR
CRS
S
⋅=
+
=
+=
=
min
5.0
05.0
capacidad
 ventade Precio
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 1
ESTIMACIÓN DE COSTOS DE INVERSIÓN3.1.- Estime el costo en 1998 de un horno de proceso que procesa 
150 millones de Btu/hr, construido de acero inoxidable y que opera a 
2,200 psi. Indique explícitamente cualquier suposición que haga. 
 
Considerando FOB: 350,000 USD 
Fd = 1 
Fm = 0.75 
FP = 0.40 
 
Precio base = FOB ( Fd + Fm + Fp*) 
Precio base = 350, 000 ( 1 + 0.75 + 0.4 + 1) 
Precio base = 1, 102 , 500 USD 
 
Cmd = MMUSDFOBuloFactor 805.0)000,350(3.2)()mod( == 
Cmda = )35.01025.1(805.0)(Pr −=− FOBbaseecioCmd 
Cmda = )1969(6057.0 MMUSD 
Costo actualizado = MMUSD9744.1
5.119
5.3896057.0 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = MMUSD2705.2)9744.1(15.1 = 
 
3.3.- Se está considerando el proceso que se muestra en la figura. En 
el reactor se lleva a cabo la reacción: 
 
A B 
 
El sistema de separación produce una corriente de alta concentración 
de B para venderse. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Agua de 
enfriamiento 
B 
A 
B A
Condensador de tubo 
y coraza 
Área = 200ft2 
Monel por los tubos 
Acero al carbón por la 
coraza 
Reactor continuo tipo 
tanque 
Diámetro = 3 ft 
Altura = 4 ft 
Acero al carbón 
P = 1 atmósfera 
Separador flash 
Altura = 10 ft 
Diámetro = 3 ft 
Acero al carbón 
A 
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 2
 
Estime la inversión de los tres equipos de proceso usando el método 
de Guthrie. Base sus estimaciones a 1999. 
 
 
 Diámetro = 3 ft 
Reactor continuo Altura = 4 ft 
Tipo tanque Acero al carbón 
 P = 1 atm 
 
 
FOB = 700 
 
Fm = 1 
FP = 1 
 Precio base = USDFPFmFOB 7001*1*700** == 
Cmd = USDFOBuloFactor 2303700*29.3*mod == 
Cmda = )1969(2303)700700(2303)(Pr USDFOBbaseecioCmd =−+=−+ 
Costo actualizado = USD63.7527
5.119
6.3902303 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD774.8656)63.7527(15.1 = 
Reactor : $ 8, 656.774 USD 
 
 
 Diámetro = 3 ft 
Separador Altura = 10 ft 
Flash Acero al carbón 
 
 
 
FOB = 2 300 USD 
 
Precio base = FPFmFOB ** 
Precio base = USD23001*1*2300 = 
Cmd = USDFOBuloFactor 19822300*34.4*mod == 
Cmda = )23002300(9982)(Pr −+=−+ FOBbaseecioCmd 
Cmda = 9982 USD 
Costo actualizado = USD35.32627
5.119
6.3909982 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD46.37521)35.32627(15.1 = 
 
Separador : $ 37,521 .46 USD 
 
 
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 3
 
 
 Área = 200 ft2 
Separador Tubos: Monel 
Flash Acero al carbón por coraza 
 
 
 
FOB = 3200 USD 
Corrección = Precio base = FmFPFdFOB *)1( ++ 
Precio base = 30.2*)108.0(3200 ++ 
Precio base = 13,248 USD 
Cmd = USDFOBuloFactor 848,103200*39.3*mod == 
Cmda = )320013248(10848)(Pr −+=−+ FOBbaseecioCmd 
Cmda = 20,896 USD 
Costo actualizado = USD06.68301
5.119
6.39020896 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD219.78546)06.68301(15.1 = 
Condensador : $ 78,546 .219 USD 
 
 
Costo de los 3 equipos: 
774.6568
46.52137
219.54678
+ 
 USD453.724124 ≈ USD000,125 
 
 
3.4.- Para el proceso mostrado en el problema 3.3, un grupo externo 
ha estimado que la inversión actual equivale a 1 millón de dólares. La 
capacidad del proceso es de 1 KT/año, y se consumen 1.1 T de A por 
cada T de B. El precio de B en el mercado es de 35⊄ /lb. 
En el condensador , la temperatura de entrada del agua de 
enfriamiento es de 25 ° C y la de salida de 40 ° C. El calor latente de 
B es de 1,000 Btu/ lb. El costo del agua de enfriamiento es de 5 X 10 
–4 $/ lb. 
Se está negociando el precio de la materia prima A. ¿Cuál debe ser el 
precio máximo de A que la compañía puede pagar para que el 
proceso sea rentable? Use parámetros económicos típicos. 
 
Inversión = 1 MMUSD 
Capacidad = 1000 Ton / año 
Precio de venta del producto = 35⊄ / año. 
Costo H2O enfriamiento = 5 X 10 –4 $/ lb H2O 
 
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 4
 
TmCpQ ∆= 
( )771041/000,1 −⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
°
=
Flb
BtumlbBtu 
BlbOlbHm 2037.37= masa H2O enfriamiento 
 
prodlbUSD
OHbl
USDx
prodlb
OHbl 0185.010537
2
4
2 =×
−
 
Sí ROI = 0.20 
ROI = 
I
UN
 
0.20 (I) = UN = 0.20 (1) = 0.20 MMUSD 
UN = 0.20 MMUSD/ año 
 
MMUSDUBUBUB
fIUBiIUBUN
5.0)1.0(5.01.020.0
)(
==−−−=
−−−= l
 
Ingreso = Capacidad* Precio de Venta = 1000 Ton/año * 35 ⊄/lb* 22 
USD/Ton 
Ingreso = 0.77 MMUSD / año 
UB = Ingreso – COA 
0.5 = 0.77 – COA 
COA = 0.27 MMUSD/ año 
aI = 0.05(1) = 0.05 MMUSD / año 
añoMMUSD
año
dorpnoT
dorpnoT
dorpgK
dorpgK
dorpbl
dorpbl
USDCE 0407.01000
1
1000
1
2.20185.0 =×××=
COA = aI + bMP + CE 
0.27 = 0.05 + bMP +0.0407 
bMP = 0.1793 MMUSD / año 
 
3.5.- Se desea estimar la inversión requerida para la siguiente parte 
de un proceso en desarrollo. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Vapor @ 212 ° F 
λ = 1,000 Btu / lb 
Reactor 
Diámetro = 3 ft 
Altura = 6 ft 
Construido de acero 
al carbón 
Intercambiador de calor 
U = 200 Btu /hr ft2°F 
Construido de acero al 
carbón por la coraza y 
monel por los tubos. 
Cabezal flotante 
Flujo de A 
FA = 50, 000 lb/ h 
CPA = 1 Btu / lb °F 
A 
B 
T = 177 ° F T = 77 ° F
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 5
 
 
 
a. Estime la inversión requerida para cada uno de los equipos 
usando el método de Guthrie. Base su estimación para 1998. 
b. Calcule el costo anual de vapor para este esquema se su costo 
unitario es de 1⊄ / lb y se trabajan 8,500 horas al año. 
c. Si la corriente de salida del reactor se desea vender, y se 
desprecia el precio de la materia prima, estime el precio de 
venta si se desea una tasa mínima de recuperación después de 
impuestos del 15%. Suponga que la producción de la mezcla a 
vender es equivalente a 2,000,000 lb/año. 
 
TmCpQ ∆= 
 
hrBtuFlbBtuhrlbQ /000,5000)77177)(/1(/50000 =−°= 
 
 F.Frío F.caliente 
A 77 177 -100 ∆T1 
B 212 212 0 ∆T2 
 -135 -35 -100 
 
mQ λ= 
 
vaporhrlbmm 50001000000,5000 =→= 
078.74
35
135
35135
=
−
=
Ln
MLTD 
MLTDAQ U= 
MLTD
QA
U
= 
 
24816.337
)078.74(200
000,5000 ftA == 
 
FOB = 4, 700 USD 
 
Precio base = FmFpFdFOB *)1(* ++ 
Precio base = USD620,2130.2*)101(4700 =++ 
Cmd = USDFOBuloFactor 933,154700*39.3*mod == 
Cmda = USDFOBbaseecioCmd 32853)470021620(15933)(Pr =−+=−+ 
Costo actualizado = USD53.081,107
5.119
5.38932850 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
 
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 6
Costo final = USD76.143,123)53.107081(15.1 = 
 
 Diámetro = 3 ft 
Reactor Altura = 6 ft 
 Acero al carbón 
 
FOB = 1500 USD 
Precio base = FOB * Fm * FP 
Precio base = 1500 * 1 * 1 = 1500 USD 
Cmd = USDFOBuloFactor 65101500*34.4*mod == 
Cmda = USDFOBbaseecioCmd 6510)15001500(6510)(Pr =−+=−+ 
Costo actualizado = USD78.21218
5.119
5.3896510 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD604.401,24)15.1(78.21218 = 
Recipiente = 24,401.604 USD 
 
a) TOTAL = 24,401.604 + 123,143.76 = 147,545.36 USD ≈ 
148,000 USD 
 
b) Costo unitario de vapor = 1 ⊄/ lb 
Trabajo = 8500 hrs/ año 
 
añoMMUSD
Kg
Ton
lb
Kg
hr
lb
lb
TonUSD
lbaño
hrsvaporCosto 425.0
1000
1
2.2
150002218500
=×××
⊄
×
⊄
×=
 
c) ROI = 0.15 
Masa de producto = 2,000,000 lb/año 
 
ROI = 0.15 = 
I
UN
 añoUSDUSDUN /200,22)148000(15.0 == 
 
añoMMUSDUB
UBUb
fIUBiIUBUN
/0592.0
)0148.0(5.00148.00222.0
)(
=
−−−=
−−−= l
 
 
COA = aI + bMP + CE de donde bMP =0 
COA = 0.0074 + 0.425 
COA = 0.4324 
Ingreso = UB + COA = 0.0592 + 0.4324 = 0.4916 MMUSD / año 
 
Precio venta = lbUSD
añolb
añoMMUSD
Capacidad
Ingreso /2458.0
/000,000,2
/4916.0
== 
 
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 7
3.6.- El diagrama de flujo que se muestra representa una alternativa 
para producir etanol mediante fermentación: 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
La producción deseada de la corriente de etanol es de 100 x 10 6 
lb/año. La concentración de etanol a la salida del fermentador es de 
150 g/ L. Para fines de estimación preliminar se puede suponer que la 
corriente de salida del fermentador es una mezcla de etanol y agua. 
 
a) Usando el métodoGuthrie, estime la inversión de los 
principales componentes del proceso ( fermentador, columna, 
condensador y calderín ). Refiera su estimación para 1990. 
b) Estime el precio de venta del producto. El costo de materias 
primas puede tomarse como el costo del sustrato, que equivale 
a 20 ⊄/ lb. El costo de vapor es de 1x 10 –2$/lb., y el de agua 
de enfriamiento 5x 10- 4. la columna de destilación opera a una 
razón de reflujo de 4 (en base másica). 
 
Indique explícitamente cualquier suposición que haga. 
 
 
a) 
 Diámetro = 4 ft 
Fermentador Altura = 10 ft 
 Acero al carbón 
 P = 1 atm 
 
FOB = 3,000 USD 
 
Precio base = FOB * Fm * FP 
Precio base = 3,000 * 1 *1 
Precio base = 3,000 USD 
Cmd = USDFOBuloFactor 020,133000*34.4*mod == 
Cmda = )1969(13020)30003000(020,13)(Pr USDFOBbaseecioCmd =−+=−+ 
Fermentador 
4 ft de diámetro 
10 ft de altura 
Acero al carbón 100 ° C 
79 ° C 
Área del condensador: 4,000 ft2 
Etanol @ 95% masa 
Columna de destilación 
4 ft de diámetro 
15 ft de altura 
10 platos de válvulas 
Acero al carbón 
Área del hervidor: 3,000 ft2 
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 8
Costo actualizado = USD94.38961
5.119
6.35713020 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD23.44806)94.38961(15.1 = 
 
Fermentador = 44806.23 USD 
 
 Diámetro = 4 ft 
Columna Altura = 15 ft 
 Acero al carbón 
 
 
FOB = 4,000 USD 
Precio base = FOB * Fm * FP 
Precio base = 4,000 * 1 *1 
Precio base = 4,000 USD 
Cmd = USDFOBuloFactor 173604000*34.4*mod == 
Cmda = )1969(360,17)40004000(360,17)(Pr USDFOBbaseecioCmd =−=−+ 
Costo actualizado = USD25.949,51
5.119
6.3573600,17 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD643.59741)25.949,51(15.1 = 
 
Columna = 59,741.643 USD 
 
 
 Área = 4,000 ft2 
Condensador Coraza = Acero al carbón 
 Tubos = Acero inoxidable 
 P = 1 atm 
 
 
FOB = 20, 000 USD 
Fd = 0.8 
Precio base = FmFPFdFOB *)(* + 
Fm = 1.54 
Precio base = ( )[ ] USD440,5554.1*108.0000,20 =++ 
Cmd = USDFOBuloFactor 800,67000,20*39.3*mod == 
Cmda = 
Costo actualizado = USD46.942,308
5.119
6.357240,103 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD82.283,355)46.942,308(15.1 = 
 
Condensador = 355,283.82 USD 
 
 
)1969(240,103)20000440,55(800,67)(Pr USDFOBbaseecioCmd =−=−+
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 9
 
 
 
 Área = 3,000 ft2 
Calderín Coraza = Acero al carbón 
 Tubos = Acero inoxidable 
 Suponiendo P = 1 atm 
 
 
FOB = 18, 000 USD 
Fd = 1.35 
Precio base = FmFPFdFOB *)(* + 
Fm = 2.81 
Precio base = ( )[ ] USD863,11881.2*1035.1000,18 =++ 
Cmd = USDFOBuloFactor 020,61000,18*39.3*mod == 
Cmda = 
Costo actualizado = USD79.429,484
5.119
6.357883,161 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD26.557094)79.429,484(15.1 = 
 
Calderín = 557,094.26 USD 
 
 
 10 platos de válvulas 
Platos 15 ft de altura 
 
 
Son 10 platos con espaciado de 1ft = 12 in 
FOB = 500 USD 
Precio base = )11(* ++++ FmFtFsFOB 
Precio base = [ ] USD23001014.02.2500 =++++ 
No hay Cmd ni Cmda 
Costo actualizado = USD67.882,6
5.119
6.3572300 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD07.7915)67.882,6(15.1 = 
Platos = 7,915.07 USD 
 
COSTO DE EQUIPOS: 1,024,841.03 USD ≈ 1,025,000 USD 
=1.025 MMUSD 
c) Costo de Materia Prima = 20 ⊄/ lb 
Costo de vapor = 1x 10 –2 $/lb 
Costo H2O enfriamiento = 5x10 –4 $/ lb 
Capacidad = 100x106 lb prod/año 
 
)1969(883,161)000,18863,118(020,61)(Pr USDFOBbaseecioCmd =−+=−+
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 10
Costo de Materia Prima : 
bMPañoMMUSD
Kgprod
Tonprod
lbprod
Kgprod
año
lbprodx
Lb
TonUSD
lb
==×××
⊄
×
⊄ 20
1000
1
2.2
110100
/
/2220
6
 
COA = aI + bMP +CE 
CE: 
Vapor = añoMMUSD
año
lbprodx
lb
USDx /110100101
62
=×
−
 
H2O enfriamiento = añoMMUSD
año
x
lb
USDx /05.010100105
64
=×
−
 
 
CE = 1.05 MMUSD / año 
 
aI = 0.05 (1.025) = 0.05125 MMUSD / año 
COA = 21.10125 MMUSD / año 
ROI =0.20 añoMMUSDUN
I
UNROI /205.0)025.1(2.0=∴= 
añoMMUSDIUNUB /5125.0
5.0
)025.1*05.0(205.0
5.0
05.0
=
+
=
+
= 
Ingreso = UB + COA = 0.5125 + 21.10215 = 21.61375 MMUSD/ año 
Precio de venta = lbprodUSD
añolbprodx
añoMMUSD
Capacidad
Ingreso /2161.0
/10100
/61375.21
6 == 
 
Precio de Venta de producto = 0.009824 ⊄ / lb 
 
3.7.- Considere la columna de destilación con los datos que se 
muestran en la figura. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
La columna se operará a presión atmosférica. Se desea hacer una 
estimación preliminar de la inversión que requiere el sistema en 
1995. 
a) Estime la inversión requerida para el condensador. 
b) Estime la inversión requerida para la columna. 
 
Condensador: 
A = 400 ft2 
Tubos = Acero inoxidable 
Coraza = Acero al carbón 
Columna de destilación: 
10 platos de válvulas 
Espaciado 12 in 
Diámetro 4 ft 
Acero al carbón
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 11
 
a) 
 Área = 400 ft2 
Condensador Coraza = Acero al carbón 
 Tubos = Acero inoxidable 
 Suponiendo de espejos fijos 
 
FOB = 5000 USD 
Fd = 0.8 
Precio base = FmFPFdFOB *)(* + 
Fm =1.78 
Precio base = [ ] USD020,1678.1*)108.0(5000 =++ 
Cmd = USDFOBuloFactor 950,165000*39.3*mod == 
Cmda = 
Costo actualizado = SD723.199,89
5.119
1.381970,27 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD68.579,102)723.199,89(15.1 = 
 
Condensador = 102,579.68 USD 
 
 
 10 platos @ 12 in 
Columna diámetro = 4 ft 
 Acero al carbón 
 
Si son 10 platos la altura es de: 20ft 
FOB = 5,200 USD 
Precio base = FPFmFOB ** 
Fm =1 
Precio base = USD200,51*1*5200 = 
Cmd = USDFOBuloFactor 568,225200*34.4*mod == 
Cmda = 
Costo actualizado = USD09.972,71
5.119
1.381568,22 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD9.767,82)09.972,71(15.1 = 
 
Columna = 82,767.9 USD 
 
 Diámetro = 4 ft 
Platos 20 ft de altura 
 
 
FOB = 1000 USD 
Precio base = )11(* ++++ FmFtFsFOB 
)1969(970,27)5000020,16(950,16)(Pr USDFOBbaseecioCmd =−+=−+
)1969(568,22)52005200(568,22)(Pr USDFOBbaseecioCmd =−+=−+
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 12
Precio base = [ ] USD46001014.02.21000 =++++ 
No hay Cmd ni Cmda 
Costo actualizado = USD95.669,14
5.119
1.3814600 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD45.870,16)95.669,14(15.1 = 
 
Platos = 16,870.45 USD 
 
3.8.- Una columna de destilación procesa 12,000 lb/hr , de una 
solución acuosa que contiene 5% de amoniaco en peso, y produce un 
flujo de destilado de 3,000 lb/hr con una concentración de 20% en 
peso. Estime la inversión total requerida para los tres componentes 
de equipo en 1997. Indique explícitamente cualquier suposición que 
haga. 
Datos de la columna: 
Diámetro = 3.5 ft de altura = 8ft con 5 platos de cachucha (o 
campanas) con espaciamiento de 1 ft y de acero al carbón. 
Datos del hervidor: 
Área = 200 ft 2 tipo kettle , acero inoxidable por los tubos y acero al 
carbón por la coraza. 
Datos del condensador: 
Área = 2000 ft2, tubo y coraza, monel por los tubos y acero al carbón 
por la coraza. 
 
Suponiendo P = 1 atm 
Para la columna: 
FOB = 2000 USD 
 
Precio base = FPFmFOB ** 
Fm =1 
Precio base = USD000,21*1*2000 = 
Cmd = USDFOBuloFactor 680,82000*34.4*mod == 
Cmda = 
Costo actualizado = USD80.073,28
5.119
5.386680,8 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD87.284,32)80.073,28(15.1 = 
 
Columna = 32,284.87 USD 
 
Para Platos: 
FOB = 250 USD 
Precio base = )11(* ++++ FmFtFsFOB 
Precio base = [ ] USD15001018.12.2250 =++++ 
No hay Cmd ni Cmda 
)1969(680,8)20002000(680,8)(Pr USDFOBbaseecioCmd =−+=−+
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 13
Costo actualizado = USD46.851,4
5.119
5.3861500 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD18.579,5)465.851,4(15.1 = 
Platos = 5,579.18 USD 
 
 Área = 200 ft2 
Hervidor Coraza = Acero al carbón 
 Tubos = Acero inoxidable 
 Kettle 
 
FOB = 3200 USD 
Fd = 1.35 
Precio base = FmFPFdFOB *)(* + 
Fm =1.78 
Precio base = [ ] USD6.385,1378.1*)1035.1(3200=++ 
Cmd = USDFOBuloFactor 848,103200*39.3*mod == 
Cmda = 
Costo actualizado = SD17.029,68
5.119
5.3866.033,21 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD55.233,78)17.029,68(15.1 = 
 
Hervidor = 78,233.55 USD 
 
 Área = 2000 ft2 
Condensador Coraza = Acero al carbón 
 Tubos = monel 
 
 
FOB = 15000 USD 
Fd = 0.8 5 
Precio base = FmFPFdFOB *)(* + 
Fm =3.10 
Precio base = [ ] USD025,8610.3*)1085.0(15000 =++ 
Cmd = USDFOBuloFactor 850,5015000*39.3*mod == 
Cmda = 
Costo actualizado = USD48.181,394
5.119
5.386875,121 =⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛ 
Costo final = USD708.308,453)48.181,394(15.1 = 
 
Condensador = 453,308.708 USD 
 
INVERSIÓN TOTAL = 569,406.3082 USD 
 
 
)1969(6.21033)32006.13385(8480,10)(Pr USDFOBbaseecioCmd =−+=−+
)1969(875,121)15000025,86(850,50)(Pr USDFOBbaseecioCmd =−+=−+
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 14
3.9 .-Considere el diagrama de flujo que se muestra. estime la 
inversión requerida para este proceso para el año 2000 usando el 
método de Guthrie. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Suponiendo de tubo en “u” 
FOB: 7500 USD 
PRECIO BASE = FOB ( FD + FP ) * FM 
PRECIO BASE = 7500(0.85+0+1)*250 = 34687.5 USD 
USDREACTOR
USDfinalCOSTO
USDactualCOSTO
USDFOBPRECIObaseCmdCmda
FOBuloFACTORCmd
USDFpFmFOBbasePRECIO
USDFOB
RECIPIENTE
USDCC
USDfinalCOSTO
USDoactualizadCOSTO
USDCmda
FOBBASEPRECIOCmdCmda
USDFOBMÓDULOFACTORCmd
6.63806:
6.63806)55484(15.1
55484
5.119
1.39416824
16824)24008808(10416)(
104162400*34.4*mod
88081*67.3*2400**
2400:
:
8593.199537:.
8593.199537)182.173511(15.1
182.173511
5.119
1.3945.52612
)1969(5.612.52
)75005.34687(25425)(
254257500*39.3*
==
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
=−+=−+=
===
===
==
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
>−−=
−+=−+=
===
 
USDTOTAL 4631.263344: 
 
Intercambiador de calor 
 tubo y Coraza. 
A=300 ft2 
Monel por tubo 
Acero al carbón por coraza 
P=2 atm. 
Reactor continuo tipo 
tanque. 
Acero inoxidable. 
Base = 4 ft de 
diámetro 
H= 8 ft 
P= 2 atm. 
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 15
 
3.10 .-Calcular costo en 1990 de un c.c. de cabezal flotante con área 
de 1000 ft2 que va a operar a presiones moderadas, construido de 
acero carbón por coraza y monel por tubos. 
 
FOB: 9000 USD 
Precio base = FOB ( Fd + Fp ) * Fm 
Precio base = 9000 ( 1+ 0 +1 ) * 2.50 = 45000 USD 
Cmd = FACTOR MODULO * FOB = 3.39 * 9000 = 30510 USD 
Cmda = Cmd +(Precio base – FOB ) = 30510 + ( 45000 – 9000 ) 
Cmda = 66510 USD 
COSTO ACTUALIZADO = 66510 ( 357.6/119.5) 199029.0879 USD 
COSTO FINAL = 1.15 ( 199029.0879) = 228883.451 USD 
 
COSTO FINAL = 228883.451 USD 
 
3.11 .-Considere el sistema tanque- enfriador ; estime la inversión 
que este proceso requerirá en 1968 de acuerdo al método de Guthrie. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Tanque: 
FOB: 1500 USD 
USDTANQUE
USDactualCOSTO
USDCmda
FOBbasePRECIOCmdCmda
USDFOBuloFACTORCmd
USDFpFmFOBbasePRECIO
13.7123:
033.6194
5.119
7.1136510
)1969(6510
)15001500(6510)(
65101500*34.4*mod
15001*1*1500**
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
→=
−+=−+=
===
===
 
 
TANQUE 
VERTICAL 
Diámetro= 3ft 
Presión 
moderada 
acero carbón 
*suponiendo de 
espejo fijo. 
A= 500 ft2 
P = moderada 
Tubo y coraza 
Acero inoxidable 
por tubo 
Acero carbón por 
coraza 
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 16
Enfriador: 
FOB: 6000 USD 
USDENFRIADOR
USDfinalCOSTO
USDactualCOSTO
USDFOBbasePRECIOCmdCmda
USDFOBuloFACTORCmd
USDbasePRECIO
FmFpFdFOBbasePRECIO
19.36725:
36725)95.31934(15.1
95.31934
5.119
7.11333564
33564)600019224(20340)(
203406000*39.3*mod
19224
78.1*)108.0(6000*)(
==
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
=−+=−+=
===
=
++=+=
 
USDTOTAL 32.43848: 
3.12 .-La deshidrogenación de etilbenceno se realiza a 6000c con la 
condición de vapor a altas temperaturas. estime la inversión 
necesaria para el generador de vapor y el reactor usando el método 
Guthrie. estimaciones para 1980 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Generador de vapor 
Capacidad= 100,000 lb/hr 
P de vapor = 700 psi 
Con 300 0F 
REACTOR
 CALDERA combustible
Etil benceno
A tren de separación 
Reactor catalítico 
Diámetro=9 ft 
Long.= 100 ft 
Acero inox. 316 
P=600 psi 
Incluir: $32000 del 
costo de catalizador en 
1980 ya instalado 
Problemas Capítulo 3 Gabriel Chontal Aten 
 
 
 17
Caldera : 
 FOB: 500,000 USD 
 suponiendo caldera fabricada en campo 
 
USDCALDERA
USDfinalCOSTO
USDactualCOSTO
USDCmda
FOBbasePRECIOCmdCmda
USDFOBuloFACTORCmd
USDFsFpFOBbasePRECIO
3.4587393:
3.4587393)657.3989037(15.1
657.3989037
5.119
2.2611825000
1825000
)5000001175000(1150000)(
1150000500000*3.2*mod
000,175,1)12.015.1(500000)(
==
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
=
−+=−+=
===
=++=+=
 
 
 
 
REACTOR: 
 FOB= 26,000 USD 
 
 
USDfinalCOSTO
USDactualCOSTO
USDCmda
FOBbasePRECIOCmdCmda
USDFOBuloFACTORCmd
USDFpFmFOBbasePRECIO
85.384938)439.334729(15.1
439.334729
5.119
2.261153140
153140
)2600093600(85540)(
8554026000*29.3*mod
936006.1*25.2*26000**
==
=⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛=
=
−+=−+=
===
===
 
REACTOR: 384938.85 USD 
 
TOTAL : 32,000 CATALIZADOR 
 384,938.85 REACTOR 
 4,587,393.3 
 
TOTAL: 5,005,000 USD 
 
 
Instituto Tecnológico de Minatitlán Problemas Capítulo 9 
Gabriel Chontal Aten Febrero-Junio 2005 
 1
 
SINTESIS DE REDES DE INTERCAMBIADORES DE CALOR 
 
 
9.1 Lee, Masso y Rudd (Ind. And Eng. Chem. Fund.,9, 48, 1970) usaron el método de Branch y 
Bound para generar redes óptimas de intercambiadores de calor. 
 
Resuelva los problemas 5SP1 y 6SP1 mostrados abajo usando el método del diagrama de 
contenido de calor. Compare sus resultados con los óptimos reportados por Lee et al. 
de 38,278 $/año (para el problema 5SP1) y 35,108 $/año (para el problema 6SP1). 
 
Problema 5SP1 
 
corriente flujo, lb/hr Tent, °F Tsal, °F Cp, Btu/lb°F 
1 27000 100 400 0.8 
2 42000 480 250 0.75 
3 35000 150 360 0.7 
4 36000 400 150 0.7 
5 38000 200 400 0.65 
 
 
Problema 6SP1 
corriente flujo, lb/hr Tent, °F Tsal, °F Cp, Btu/lb°F 
1 20000 100 430 0.8 
2 40000 440 150 0.7 
3 36000 180 350 0.91 
4 35000 520 300 0.68 
5 31000 200 400 0.85 
6 42000 390 150 0.8 
 
 
Datos de diseño 
 
Presión de vapor 450 psia 
Temperatura de agua de enfriamiento 100 °F 
Temperatura máxima de salida del agua de enfriamiento 180 °F 
Diferencias mínimas de temperatura 
 Intercambiadores de calor 20 °F 
 Calentadores 25 °F 
 Enfriadores 20 °F 
Coeficientes globales de transferencia de calor 
 Intercambiadores de calor 150 Btu/hrft2°F 
 Calentadores 200 Btu/hrft2°F 
 Enfriadores 150 Btu/hrft2°F 
Tiempo de reparación del equipo 380 hr/año 
 Costo de intercambiadores 350A^0.6 (A en ft2) 
 Costo de agua de enfriamiento 5.00E-05 $/lb 
 
Problema 5SP1 
 
Instituto Tecnológico de Minatitlán Problemas Capítulo 9 
Gabriel Chontal Aten Febrero-Junio 2005 
 2
 
 
Corriente flujo, lb/hr Tent, °F Tsal, °F Cp, Btu/lb°F 
WCp, 
Btu/hr °F 
C1 36000 400 150 0.7 25200 
C2 42000 480 250 0.75 31500 
F1 27000 100 400 0.8 21600 
F2 35000 150 360 0.7 24500 
F3 38000 200 400 0.65 24700 
 
 
Diagrama de contenido de calor 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Instituto Tecnológico de Minatitlán Problemas Capítulo 9 
Gabriel Chontal Aten Febrero-Junio 2005 
 3
Asignación de intercambio de calor entre las corrientes. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Red de intercambiadores de calor 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
WCp 
100 
200 
300 
400 
500 
150 
400 
25200 
250
480
31500
100 
200 
300 
400 
21600 
400 
100 
360
150
24500
400
200
24700
C 1 
C2
F1 F2
F3
4940000 W
4940000 W
6480000 W 
5145000 W 
7145000 W – 4940000 W = 
2205000 W
323
5145000 W
6300000 W – 5145000 W =
1155000 W 
196 
202 
2205000 W 
USAR AGUA DE ENFRIAMIENTO
USAR VAPOR DE CALENTAMIENTO
Instituto Tecnológico de Minatitlán Problemas Capítulo 9 
Gabriel Chontal Aten Febrero-Junio 2005 
 4
 
Equipo DT1 DT2 MLDT 
U, 
Btu/hrft2°F Q (Btu/hr) Área, ft2 
1 80 123 99.9633342 150 4940000 329.45413 
2 121 150 134.981191 150 2205000 108.904062 
3 40 46 42.9301418 150 5145000 798.972437 
Cal. 18.3 256.3 90.1703835 200 4276800 237.151037 
Enf. 20 50 32.7407 150 1155000 235.181288 
 
Costo = 350(Area)^0.6 
 
Suponiendo un costo de vapor de 1 X10-3 $/lb 
 
Qcalentador = 4276800 BTU/hr 
Calor latente = 1716.2 - 1085.4 (KJ / kg) 630.8 KJ/Kg = 270.85 BTU/lb 
 
Vapor (lb/hr) = 15790.2898 lb/hr 
Vapor (lb/año) = 132322629 lb/año 
 
Qenfriador = 1155000 BTU/hr 
Calor latente = 2609.6 - 251.13 (KJ / kg) 2358.47 KJ/Kg = 1013.9 BTU/lb 
 
Agua (lb/hr) = 1139.1656 lb/hr 
Agua (lb/año) = 9546207.71 lb/año 
 
Suponiendo un costo de vapor de 1E-3 $/lb 
 
 
Equipo Costo 
Vapor, 
lb/año Agua, lb/añoCosto de servicios, $/año 
1 4861.47697 - - - 
2 2502.17515 - - - 
3 8271.99641 - - - 
Cal. 3991.2256 132322629 - 132322.6288 
Enf. 3971.30203 - 9546207.71 477.3103856 
 23598.1762 Costo equipos 132799.9391 
 
 Costo de operación = (Costo de equipos / 10) (Costo Servicios) 
Costo de operación = 135159.757 $/año 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Instituto Tecnológico de Minatitlán Problemas Capítulo 9 
Gabriel Chontal Aten Febrero-Junio 2005 
 5
9.2 Considere las siguientes corrientes: 
 
Corriente Tent. °F Tsal °F Wcp Btu/hr °F Q Btu/hr 
1 600 500 80 8000 
(condensa a 500 °F, Wλ=114000 Btu/hrs.) 
2 450 590 110 15400 
3 300 400 50 5000 
 
∆T min. = 10 °F 
 
Use el método heuristico basado en el diagrama de contenido de calor para encontrar una red de 
intercambio de Calor que maximice la recuperación de energía. 
 
 
 
 C1 
600 
 
400 
 
200 
 
 
 
 
 F1 
 QUIT 
 
600 
 F2 
400 
 
200 
 
 
 
 
Q nt = 7400 
 
∆Tf1 = 67.2727273 
 
Tsf1 = 532.727273 
 
EQUIPO 1 (600 -500)°F y (532.73 -450) °F 
 
EQUIPO 2 Utilizar vapor (500)°F y (300 - 400)°F 
 
 
 
 
 
2
1
1
1000 
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 6
Red de Intercambio 
 
 F1 F2 
 
 
 
 C1 
 
 
 
 
 
 
1
45
5060
53
30
40
50
2
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 7
9.4 Dos corrientes necesitan enfriarse y dos calentarse y de acuerdo con la siguiente tabla: 
 
Corrientes Tent ºF Tsal ºF Flujo Lb/hr Cp Btu/LbºF 
1 250 100 9500 1 
2 180 100 12000 0.7 
3 110 200 10000 1 
4 110 230 10000 0.9 
 
∆Tmin = 20 ºF 
 
Use el método del pliegue y obtenga: 
 
a) Los requerimientos mínimos de servicios. 
b) El punto de pliegue para las corrientes caliente y frías. 
c) El numero mínimo de unidades para este problema. 
d) La red de intercambiadores de calor que consuma el mínimo requerimiento de servicios. 
Especifique claramente temperaturas de los intercambiadores y cargas térmicas de 
calentadores y enfriadores. 
 
 
 
Toriginales Tcorregiadas WCp 
250 230 9500 
100 80 
180 160 8400 
100 80 
110 110 10000 
200 200 
110 110 9000 
230 230 
 
 
 
 
 
∆H=(ΣWCpc-ΣWCpf)(Ti-Ti+1) 
∆H1=(9500-9000)(230-200)=1.5x104 
∆H2=(9500-9000-10000)(200-160)= -3.8x105 
∆H3=(9500+8400-9000-10000)(160-110)= -5.5x104 
∆H4=(9500+8400)(110-80)= -5.37x105 
 
 
 
 
 
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 8
Cascada de calor 
 
 0 4.2x105 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
250 100
100180
200 110
230 110
130 110
Pinch 
1.5x104 1.5x104 -4.35x105 
-3.8x105 -3.65x105 3.65x105 
-5.5x104 -4.2x105 0 
-5.37x105 -1.17x105 5.37x105 
Qh 
Qc 
Pinch 
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 9
FT °=∆ 20min
 
Red de intercambio: 
Arriba del pinch 
U = 4 – 1 + 1=4 
Debajo del pinch 
U = 2+ 1-1 = 2 
 
 
 
 
 
 
 
 
9.4 Dos corrientes necesitan enfriarse y dos calentarse de acuerdo con la siguiente tabla: 
 
Temperatura Corriente 
T entrada T salida 
Flujo 
Lb/hr 
Capacidad calorífica 
Btu/lb 
1 250 100 9500 1 
2 180 100 12000 0.7 
3 110 200 10000 1 
4 110 230 10000 0.9 
 
 
 
 
Use el método de puno de pliegue y obtenga: 
a) Los requerimientos mínimos de servicio 
b) El punto de pliegue para la corrientes clientes y frías. 
c) El número mínimo de unidades para este problema 
250 100
100180
200 110
230 110
180.5 130
130
156.7
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 10
8020100
23020250
=−=
=−=
Tsal
Tent
8020100
16020180
=−=
=−=
Tsal
Tent
d) La red de intercambiadores de calor que consume el mínimo requerimiento de servicios. 
Especifique claramente temperaturas de los intercambiadores y cargas térmicas de 
calentadores y enfriadores 
 
Respuesta 
 
Temperaturas modificadas para las temperaturas calientes: 
 
Corriente 1 : Corriente 2 
 
 
Balance de entalpías 
 
Formula: ))(( 1+−−=∆ ∑∑ iifriaspcalpi TTWCWCH 
 
537000)17900)(80110(
55000)1900017900)(110160(
380000)190009500)(160200(
15000)90009500)(200230(
4
3
2
1
=−=∆
−=−−=∆
−=−−=∆
=−−=∆
H
H
H
H
 
 
Cascada de calor 
 0--------------- 420000 Qh 
 15000 --------435000 
 365000 ------- 55000 
 420000 ------- 0 PINCH 
 117000 ------- 537000 Qc 
 
a) Cantidad mínima de calentamiento =420000 BTU 
Cantidad mínima de enfriamiento =537000 BTU 
 
 
 
b) Punto de pliegue para las corrientes frías 110 y 130 para las corrientes calientes 
 
c) 
 
1min −+= NsNcU 
4114min =−+=U Arriba del pinch 
2112min =−+=U Abajo del pinch 
 
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 11
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Corriente T ent ºC Tsal ºC Wcp 
Q, 
Kcal/hr 
h1 100 60 4 160 
h2 140 25 6 690 
c1 20 180 8 1280 
 
 
 
 
 
Ajuste de temperaturas: 
 
90 T3 
50 T4 
130 T2 
15 T6 
20 T5 
180 T1 
 
9.6. Considere las siguientes corrientes de proceso: 
 
Corriente Tent, ºC Tsal, ºC WCp, Kcal/hr ºC
h1 100 60 4 
h2 140 25 6 
c1 20 180 8 
 
Suponiendo una ∆ Tmin = 10 ºC use el método del punto de pliegue para diseñar una red de 
intercambiadores de calor. Reporte los siguientes puntos: 
 
a) Los requerimientos mínimos de servicios. 
b) El punto de pliegue para corrientes calientes y frías. 
c) El número mínimo de unidades para la red. 
d) La red de intercambiadores de calor que consuma la mínima cantidad de servicios. 
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 12
 h1 h2 c1 
T1 
 
180 
T2 130 
T3 90 
T4 50 
T5 20 
T6 15 
 
 
 
 
 H1 = (0-8)*(180-130) = -400 Kcal/hr 
 
 H2 = (6-8)*(130-90) = -80 Kcal/hr 
 
 H3= (4+6-8)*(90-50) = 80 Kcal/hr 
 
 H4 = (6-8)*(50-20) = -60 Kcal/hr 
 
 H5 = (6-0)*(20-15) = 30 Kcal/hr 
 
 
Cascada de calor: 
 
 0 480 
 
 H1 = -400 -400 80 
 
 H2 = -80 -480 
Pinch 
0 
 
 H3 = 80 -400 80 
 
 H4 = -60 -460 20 
 
 H5 = 30 -430 50 
 
 
Umin = Nc +Ns -1 Umin = 3 + 2 -1 = 4 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
100ºC 60ºC
h1
140ºC 25ºC
h2
180ºC 20º
c1
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 13
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
c1 --- h1 
h1 = 160 Kcal/hr 
c1 = 1280 Kcal/hr 
 
 
 Tc1 = 160 / 8 = 20 ºC 
 Tsc1 = 20 + 20 
= 40 ºC 
 
c1 = 
1280-
160= 1120 Kcal/hr 
 
 
A h2 se le agrega un enfriador que permite tener una Tmin para el siguiente intercambio con c1 
 
h2 --- C (enfriador) 
 
 Tih2 = 40 + 10 
= 50 ºC 
 
 
 Th2 = 
50 - 25 
= 25 ºC 
 
C = 6 * 25 = 150 Kcal/hr 
 
h2 = 
690-150 
= 540 Kcal/hr 
 
c1 --- h2 
h2 = 540 Kcal/hr 
c1 = 1120 Kcal/hr 
 
 
 Tc1 = 690 / 8 = 67.5 ºC 
 Tsc1 = 40+67.5= 107.5 ºC 
 
c1 = 
1120-
540= 580 Kcal/hr 
 
h1
100ºC
T = 60ºC
c1 1 40ºC
20ºC
T = 40ºC
60ºC
∆
∆
∆
∆
h2
50ºC
Agua de C
enfriamiento
25ºC
∆
h2
140ºC
T = 32.5ºC
c1 2 107.5ºC
40ºC
T = 10ºC
50ºC
∆
∆
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 14
 
 
c1 --- H 
(calentador) 
 
H = 580 Kcal/hr 
c1 = 580-580= 0 Kcal/hr 
 
 
 
 
 
a) 
 Cantidad mínima de calentamiento = 480 Kcal/hr 
 Cantidad mínima de enfriamiento = 50 Kcal/hr 
 
b) T= 140 
ºC para las corrientes 
calientes 
 El punto de pliegue queda entre 
 T= 100 ºC para las correientes frias 
 
c) 
 El número mínimo de unidades para la red = 5 
 
d) La red de intercambiadores de calor que consuma la mínima cantidad de servicios 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
9.8 Dos corrientes necesitan enfriarse y dos calentarse y de acuerdo con la siguiente tabla: 
 
 
 
Corrientes Tent ºF Tsal ºF WCpx10-4 Btu/ºF 
H1 150 70 10 
H2 220 150 4 
C3 80 270 5 
c4 50 120 3 
Vapor
c1 H 180ºC
107.5ºC
h1 h2 Vapor
100ºC 140ºC
40ºC 107.5ºC 180ºC
c1 1 2 H
20ºC
60ºC 50ºC
Agua C
de
enfriamiento
25ºC
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 15
 
 
∆Tmin = 20 ºF 
 
Use el método del pliegue y obtenga: 
 
 
Los requerimientos mínimos de servicios. El punto de pliegue para las corrientes caliente y frías. 
La red de intercambiadores de calor que consuma el mínimo requerimiento de servicios. 
 
Toriginales Tcorregiadas 
150 130 
70 50 
220 200 
150 130 
80 80 
270 270 
50 50 
120 120 
 
 
 
 
∆H=(ΣWCpc-ΣWCpf)(Ti-Ti+1) 
∆H1=(0-5)(270-200)=-350 
∆H2=(4-5)(200-130)= -70 
∆H3=(10-5)(130-120)= 50 
∆H4=(10-5-3)(120-80)= 80 
∆H5=(10-3)(80-50)= 210 
 
 
 
 
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 16
 
Cascada de calor 
 
 
 
 
 0 420 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Pinch 
150 70
150180
80
120 50
150 130
270
-350 -350 70 
-70 -420 0 
50 -370 50 
80 -290 130 
Qh 
Qc 
Pinch 
210 -80 340 
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 17
 
Red de intercambio: 
 
 
 
 
 
 
 
 
9.12 Considere las siguientes corrientes de proceso 
 
Corriente T entrada °F T salida °F Wcp10(-4) BTU/Lb 
1 250 100 1 
2 200 100 0.9 
3 110 180 0.8 
4 80 200 0.7 
5 80 160 0.6 
 
a) Suponiendo una FT °=∆ 20min encuentre los requerimientos mínimos de servicios 
para la red de intercambiadores de calor, asi como el punto de pliegue para las 
corrientes calientes y para las corrientes frías 
b) ¿Cuál es el número mínimos de unidades para la red? 
c) Diseñe una red de intercambiadores de calor que consuma la mínima cantidad de 
servicios y de ser posible que utilice el mínimo número de unidades 
 
 
Respuesta 
 
Temperaturas modificadas para las temperaturas calientes: 
 
WCp=5 
WCp=5 
150 70
150220
80
120 50
70
100
130186
270
108
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 18
Corriente 1 : 
8020100
23020250
=−=
=−=
Tsal
Tent Corriente 2 
8020100
18020200
=−=
=−=
Tsal
Tent 
 
 
Balance de entalpías 
 
Formula : ))(( 1+−−=∆ ∑∑ iifriaspcalpi TTWCWCH 
 
444
5
444
4
444
3
444
2
44
1
1012)103.1109.0)(80110(
1060)101.2109.0)(110160(
1012)105.1109.0)(160180(
106)107.0101)(180200(
1030)101)(200230(
×−=×−×−=∆
×−=×−×−=∆
×−=×−×−=∆
×=×−×−=∆
×=×−=∆
H
H
H
H
H
 
 
Cascada de calor 
 0------------------------ 48 410× Qc 
30 410× --------------- 78 410× 
 36 410× ----------------84 410× 
 24 410× --------------- 72 410× 
 -36 410× -------------- 16 410× Qh 
 -48 410× --------------0 PINCH 
 
 
Cantidad mínima de calentamiento =48 410× 
Cantidad mínima de enfriamiento =16 410× 
Punto de pliegue para las temperatura frias 80 y 100 para las temperaturas calientes 
 
Inciso C= 
 
1min −+= NsNcU 
5115min =−+=U arriba del pinch 
 
 
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 19
La cantidad de calentamiento que se necesita es = 8.4 410× 
La cantidad de enfriamiento que se necesita es = 36.4 410× 
 
 
9.13 Se tienen las siguientes corrientes en un proceso, las cuales requieren de cambios 
energeticos de acuerdo a la informacion proporcionada en la tabla. 
 
Corriente Tent,ºC Tsal,ºC WCp, kcal/hrºC 
h1 130 40 8 
h2 130 50 6 
h3 120 30 4 
C1 30 200 7 
C2 30 120 10 
 
 
Si se usa una , utilice el metodo del punto de pliegue para diseñar una red de 
intercambiadores de calor. Reporte lo siguiente: 
a) Los requerimientos minimos de servicios y el punto de pliegue para cada una de las corrientes 
calientes y para las corrientes frias. 
b) Una red de intercambiadores de calor que consuma la minima cantidad de servicios. Use la 
representacion de rejilla para representar su red y reporte claramente las temperaturas de cada 
intercambiador y las cargas termicas de enfriadores y calentadores. 
 
 
Corriente Tent,ºC Tsal,ºC WCp, kcal/hrºC Q, kcal/hr 
C1 130 40 8 720 
C2 130 50 6 480 
C3 120 30 4 360 
F1 30 200 7 1190 
F2 30 120 10 900 
 
 
Temperatura original Temperatura ajustada Orden 
130 120 T2 
 40 30 T5 
130 120 T2 
 50 40 T4 
120 110 T3 
 30 20 T6 
30 30 T5 
 200 200 T1 
30 30 T5 
 120 120 T2 
 
 
 
 
 
 
 
CT º10min =∆
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 20
 
 
 
 ∆T 
 
200 80 
120 10 
110 70 
40 10 
30 10 
20 
 
 
 
∆H1= (0-7)(80)= -560 kcal/hr 
∆H2= (14-17)(10)= -30 kcal/hr 
∆H3= (18-17)(70)= 70 kcal/hr 
∆H4= (12-17)(10)= -50 kcal/hr 
∆H5= (4-0)(10)= 40 kcal/hr 
 
 
Cascada de calor: 
 
 0 590 Qh 
-560 -560 30 
-30 -590 0 Pinch 
70 -520 70 
-50 -570 20 
40 -530 60 Qc 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
6125
1
min
min
=−+=
−+=
U
UUU sc
40
120
C1
F1
CALENTADOR 1
130
C2
50
C3
30
130
130
120
30200
F230120
78
88
72.8587.71
82.85
ZONA PINCH
ENFRIADOR 1
Instituto Tecnológico de