MODELADO Y SIMULACIÓN DE UNA PLANTA DE PRODUCCIÓN DE ETANOL POR HID HIDRA RATTACIÓ ACIÓN N DIREC DIRECTTA DE ETILENO
1.- ÍNDICE 1.-ÍNDICE ..…………………………………………………………………………...........................................2
2.- ANTECEDENTES, ALCANCE Y OBJETIVOS .. …………………………………………………………......4 3.- RESUMEN ………………………………………..………………………………….....................................5 ..................................5 4.- RUTAS DE PRODUCCIÓN DE ETANOL a. INTRODUCCIÓN ……………………………..……………………………………………….……….....7 b. ESTUDIO DE ALTERNATIVAS ………….……………………………………………….…..……….8 c. PRODUCCIÓN DE ETANOL VÍA HIDRATACIÓN DIRECTA DEL ETILENO ………….13 i. Química del proceso ……………………………………………..……………..…..…..13 ii. Catalizadores……………………………………………………………………..….……..15 iii. Cinética de la reacción ……………………………………………………..…....…….16 iv. Constantes de equilibrio …………………………………………………...………….17 v. Efectos de las variables del proceso ……………………………..…………….…19 vi. Descripción del proceso industrial.. …………………………….….……….……20 5.- MODELADO DEL PROCESO DE PRODUCCIÓN DE ETANOL VIA HIDRATACIÓN DIRECTA DEL ETILENO a. INTRODUCCIÓN………………………………………………………………………….…….……..23 b. DEFINICIÓN DE LA PLANTA A MODELAR Y SIMULAR
1.- ÍNDICE 1.-ÍNDICE ..…………………………………………………………………………...........................................2
2.- ANTECEDENTES, ALCANCE Y OBJETIVOS .. …………………………………………………………......4 3.- RESUMEN ………………………………………..………………………………….....................................5 ..................................5 4.- RUTAS DE PRODUCCIÓN DE ETANOL a. INTRODUCCIÓN ……………………………..……………………………………………….……….....7 b. ESTUDIO DE ALTERNATIVAS ………….……………………………………………….…..……….8 c. PRODUCCIÓN DE ETANOL VÍA HIDRATACIÓN DIRECTA DEL ETILENO ………….13 i. Química del proceso ……………………………………………..……………..…..…..13 ii. Catalizadores……………………………………………………………………..….……..15 iii. Cinética de la reacción ……………………………………………………..…....…….16 iv. Constantes de equilibrio …………………………………………………...………….17 v. Efectos de las variables del proceso ……………………………..…………….…19 vi. Descripción del proceso industrial.. …………………………….….……….……20 5.- MODELADO DEL PROCESO DE PRODUCCIÓN DE ETANOL VIA HIDRATACIÓN DIRECTA DEL ETILENO a. INTRODUCCIÓN………………………………………………………………………….…….……..23 b. DEFINICIÓN DE LA PLANTA A MODELAR Y SIMULAR
9.- ANEXOS a. ANEXO A: TABLAS DE DATOS DE LAS CORRIENTES EN EL PUNTO DE DISEÑO…………………………………………………………………………………………………....65 b. ANEXO B: TABLAS DE DATOS DE LOS EQUIPOS DISEÑADOS ……………….…….72 c. ANEXO C: TABLAS DE RESULTADOS ECONÓMICOS EN EL PUNTO NOMINAL DE DISEÑO……………………………………………………………………….………………………82
2.- ANTECEDENTESS, ALCANCE Y OBJETIVOS
El objetivo del presente proyecto es simular una planta de producción de etanol mediante hidratación directa del etileno y, a partir de ella, calcular los requerimientos energéticos que tendría y estudiar su viabilidad económica frente a la ruta convencional de producción de etanol. La elección de la vía de hidratación directa del etileno se debe a que el presente proyecto es parte de uno de mayor envergadura que realiza el Grupo de Bioenergía de la Universidad de Sevilla cuyo objetivo es el estudio de la producción de etanol por rutas indirectas a partir de biomasa. Una de las posibles rutas consiste en transformar la biomasa en gas de síntesis mediante gasificación para, posteriormente, sintetizar metanol y éste a olefinas (en su inmensa mayoría etileno) que son finalmente convertidas en etanol. Aún así, se describen y comparan brevemente otras rutas para la producción de etanol como son la hidratación indirecta del etileno (tecnología obsoleta que era la anteriormente usada a la propuesta aquí) y la fermentación de azúcares de plantas (forma de producción de etanol más importante en la actualidad, concentrando un 95% de la producción mundial). El etanol obtenido ha de poder ser usado como combustible de vehículos a motor [ACE08].
3.- RESUMEN
En este capítulo se trata de resumir todo el trabajo realizado a lo largo de la elaboración del proyecto. Como punto de partida se estudian las diferentes alternativas posibles para la producción de etanol deshidratado. Una vez analizadas las distintas alternativas se decide decantarse por la vía de la hidratación directa del etileno. La descripción detallada del proceso se realizará en el Capítulo 5, pero a continuación se hará un breve resumen del mismo. Una vez elegida la ruta que se desea emplear, se establece que la capacidad nominal de la planta será de 200.000 toneladas al año de etanol deshidratado. Cuando se tiene claro el proceso a seguir se comienza implementando en el software Aspen Plus 2006.5 la planta descrita, que ha de operar con unas condiciones lo más similares posibles a las de las plantas reales. Apoyándose siempre en Aspen, se realizan los balances de materia y energía de cada una de las corrientes y equipos que componen la planta, imprescindibles para un posterior análisis económico
Principales resultados obtenidos
Producción de Etanol (kg/h)
22888,29
Producción de ligeros (kg/h)
861,23
Concentración dietiléter en ligeros (%)
62,20
Caudal de purga (kg/h)
545,66
Concentración de etileno en purga (%)
95,60
Agua residual(kg/h)
2344,32
Consumo de Gas natural (Caso 1)(kg/h)
245,45
Consumo de biomasa (Caso 2)(kg/h)
695,01
Tabla 1. Principales resultados obtenidos.
4.- RUTAS DE PRODUCCIÓN DE ETANOL
a. INTRODUCCIÓN El alcohol etílico, cuya formula es CH 3CH2OH, es uno de los compuestos químicos orgánicos que contienen oxígeno más versátiles, siendo utilizado como germicida, disolvente, anticongelante, combustible, para la elaboración de fármacos y como intermedio para la producción de otros productos químicos. Asimismo, es un componente funcional de las bebidas alcohólicas. La síntesis química del etanol se realiza normalmente a partir de los recursos petrolíferos por hidratación del etileno presente en ellos. Este etanol industrial ha encontrado un gran campo de aplicación. El etanol industrial puede ser producido sintéticamente a partir del etileno o mediante la fermentación de azúcar, celulosa o almidón. El segundo proceso copa el 95% de la producción mundial de etanol y se espera que su proporción siga creciendo [CHR03]. La siguiente gráfica muestra cómo ha evolucionado con el tiempo esta proporción (a partir del 2003 los datos son estimaciones):
planta comercial de etanol por esta vía data del año 1948 y pertenecía a Shell [NEL54]. La vía hidratación directa del etileno para producir etanol ha desplazado totalmente al proceso mediante hidratación indirecta desde 1970. Por tanto, el presente texto se centrará en la producción de etanol sintético por hidratación directa del etileno. Las propiedades del etanol, tanto físicas como químicas dependen fuertemente del grupo hidroxilo que dota de polaridad a la molécula. El alcohol en condiciones normales es un líquido incoloro, volátil e inflamable. Es miscible en todas proporciones con agua, acetona, benceno y otros disolventes orgánicos. El alcohol anhidro es higroscópico, llegando a tomar agua hasta un 0,3-0,4% de su peso. La mezcla azeotrópica de agua y alcohol se produce cuando hay un 95,57% p/p de alcohol y un 4,43% de agua. Esta es la máxima concentración de alcohol que se podría obtener en una destilación normal. Para obtener un alcohol anhidro es necesario deshidratar el azeótropo, cosa que se puede hace por diversos métodos. En los últimos años, el uso de alcohol deshidratado como combustible ha sufrido un aumento exponencial [CHR03].
cuando la solución ácida es diluida con agua. La producción de éter se puede controlar variando las condiciones (proporción etileno/ácido sulfúrico y condiciones de hidrólisis). Los pasos a seguir en este proceso son las siguientes: (1) Absorción de etileno en ácido sulfúrico concentrado. CH2=CH2 + H2SO4 ↔ CH3CH2OSOH 2CH2=CH2 + H2SO4 ↔ (CH3CH2O)2SO2 (2) Hidrólisis. CH3CH2OSOH + H2O ↔ CH3CH2OH + H2SO4 2CH3CH2O)2SO2 + H2O ↔ 2CH3CH2OH + H2SO4 (3) Reconcentración del ácido sulfúrico diluido. (4) Deshidratación Gases
PURGA
Etileno
TREN DE ABSROBEDORES
Desecho
TREN DE DESTILACIÓN
Etanol húmedo
Etanol seco DESHIDRATADOR
mezcla de la hidrólisis es separada en una columna de stripping para dar p or cola ácido sulfúrico diluido y por cabeza una mezcla gaseosa de alcohol, éter y agua. Esta mezcla que sale por cabeza es lavada con agua o hidróxido sódico diluido y posteriormente es purificada por destilación [SHI37] [MUL57] El principal subproducto de la reacción entre etanol y dietilsulfato es el dietiléter. Varios métodos han sido propuestos para disminuir su formación, incluyendo la separación del dietilsulfato en los productos de reacción [BAN49]. El dietilsulfato no solo provoca la formación de dietiléter, sino que además hace más difícil la hidrólisis a alcohol. La constante de equilibrio para la hidrólisis del hidrosulfato de etilo es muy poco sensible a la temperatura, y el rendimiento de la reacción es proporcional a la cantidad de ión hidrógeno [KRE10]. La reconcentración de ácido sulfúrico diluido (50-60%) es una de las operaciones más costosas en la producción de etanol por esta vía. Un reboiler ácido seguido de un sistema de evaporación a vacío de dos etapas, deja la concentración de ácido entorno al 90%. Este ácido es luego llevado al 96-98% fortificándolo con 103% óleum (ácido sulfúrico fumante)
En el proceso de hidratación directa, un gas rico en etileno es comprimido, combinado con agua de proceso, calentado hasta la temperatura deseada de reacción y alimentado a un reactor de lecho catalítico (impregnado en ácido fosfórico) donde se convierte a etanol. El producto del reactor es refrigerado mediante un intercambiador de calor con la corriente de alimentación al reactor y es separado en una corriente de líquido y otra de gas. La corriente líquida va al sistema de refino del etanol y la corriente vapor es lavada con agua para quitarle el etanol contenido en ella. Hay una pequeña corriente de purga del etileno recirculado. El etanol es purificado mediante destilación en dos etapas seguida de deshidratación.
Purga Gases Gases LAVADOR
Agua Etileno
REACCIÓN
Ligeros
FLASH
Líquidos
DESTILACIÓN
Etanol Húmedo
DESHIDRATACIÓN
Etanol Seco
- Dilución: Es la adición del agua para ajustar la cantidad de azúcar en la mezcla o (en última instancia) la cantidad de alcohol en el producto. Es necesaria porque la levadura, usada más adelante en el proceso de fermentación, puede morir debido a una concentración demasiado alta del alcohol [GON84]. - Sacarificación: La conversión es el proceso de convertir el almidón/celulosa en azúcares fermentables. Puede ser lograda por el uso de la malta, extractos de enzimas contenidas en la malta, o por el tratamiento del almidón (o de la celulosa) con el ácido en un proceso de hidrólisis ácida [SCH77]. - Fermentación: La fermentación alcohólica es un proceso anaeróbico (en ausencia de oxígeno) realizado básicamente por levaduras. A partir de la fermentación alcohólica se obtienen un gran número de productos, entre ellos el alcohol [AGR50]. - Destilación o deshidratación: Se separa el agua del alcohol mediante columnas de destilación hasta la composición del azeótropo agua-etanol. Posteriormente se deshidrata totalmente el etanol mediante tamices moleculares.
procesos, salvo cuando son utilizados en la alimentación del ganado. Los residuos sólidos urbanos tienen un alto contenido en materia orgánica, como papel o madera, que los hace una potencial fuente de materia prima, pero debido a su diversa procedencia pueden muchas veces contener otros materiales cuyo pre-proceso de separación podría incrementar el precio de la obtención del bioetanol. También pueden utilizarse residuos generados en algunas industrias, como la papelera, la hortofrutícola o la fracción orgánica de residuos sólidos industriales.
Los residuos de biomasa contienen mezclas de celulosa, hemicelulosa y lignina. Así, para obtener los azúcares a partir de la biomasa, ésta es tratada con ácidos o enzimas que facilitan su obtención. La celulosa y hemicelulosa son hidrolizadas por enzimas o diluidas por ácidos para obtener glucosa, que es entonces fermentada. Los principales métodos para extraer estos azúcares son tres: la hidrólisis con ácidos concentrados [SHE86], la hidrólisis con ácidos diluidos [HAR85] y la hidrólisis enzimática [WOR09]. El bioetanol obtenido a partir de azucares y almidón es llamado de primera
etileno. 2) Conversión del complejo a un carbocatión: Este paso es el más lento y por tanto el que controla la reacción 3) Adición de agua al carbocatión: 4) Extracción de un protón del etanol protonado. Industrialmente, esta reacción tiene lugar a una presión comprendida entre 6 y 8 Mpa y a unas temperatura de 250-300 ºC, obteniéndose una baja conversión por paso (entre el 6 y el 8%), y una selectividad a etanol superior al 95%. En los reactores dedicados a la hidratación directa del etileno se producen también las siguientes reacciones secundarias de importancia: - El dietiléter puede formarse a partir de alcohol o, inversamente, el éter puede hidratarse para formar etanol. 2CH3CH2OH ↔ (CH3CH2)2O +H2O Esta reacción se ve favorecida a bajas temperaturas. Por evitarla se recomienda una temperatura mínima de la mezcla a la entrada del reactor de 250 ºC
Actualmente, los etilenos comerciales suelen tener muy baja concentración de acetileno (entre 5 y 10 ppm), por lo que la formación de crotonoaldehído no supone un problema. De todas maneras, ambos aldehídos pueden ser hidrogenados hasta sus respectivos alcoholes saturados en el caso de que su concentración fuera lo suficientemente elevada como para resultar perjudicial (lo cual como se verá más adelante, no ocurre en este proceso). CH3CHO + H2 ↔ CH3CH2OH CH3CH(OH)CH 2CHO + 2H2 ↔ C4H9OH Estas reacciones de hidrogenación se ven favorecidas a temperaturas entre 110-210 ºC y altas presiones, aunque por cuestiones económicas se suele operar alrededor de los 0,5 Mpa. A altas presiones el etileno puede llegar a polimerizar, formándose hidrocarburos con cadenas más grandes. Este fenómeno es apreciable a partir de presiones de operación de más de 8 Mpa. Todos estos hidrocarburos insaturados son convertidos a su correspondiente alcohol por hidratación. ii. Catalizadores
se produce una creciente tendencia a la polimerización del etileno. Los óxidos de aluminio y hierro presentes en la Celita han de ser eliminados ya que reaccionan con el ácido fosfórico. Esto conllevaría el cracking del etileno, pérdida de fuerza del soporte y acumulación de finos que da lugar al taponamiento del reactor. La eliminación de estos óxidos se realiza pretratando el soporte con ácidos clorhídrico o sulfúrico [SMI58]. Esto consigue un catalizador que opera a temperaturazas bajas, proporciona mayores conversiones y tiene una vida más larga. Tratar el soporte previamente con vapor recalentado a 250-260 ºC mejora las propiedades mecánicas del catalizador [HAG69]. Calentar el soporte catalítico hasta 700-1000 ºC ha sido también recomendado ya que aunque perjudica la actividad y la selectividad, asegura una buena sujeción del ácido fosfórico al soporte. Para la aplicación comercial del catalizador es igualmente importante la vida de éste. La disminución de actividad del catalizador se produce por las pérdidas de ácido que se desprende del soporte debido al movimiento de los fluidos y por las pérdidas de ácido debido a la volatilización del mismo como trietilfosfato. La bajada de la actividad puede ser contrarrestada añadiendo ácido fosfórico al catalizador durante su uso. Un
Vreacc= K1(Pe - Pa/PwKf )
Siendo: K1: constante cinética de la reacción. Pe: presión parcial de etileno. Pa: presión parcial de etanol. Pw: presión parcial de vapor de agua. Kf : constante de equilibrio.
iv. Constante de equilibrio A las presiones usadas en la producción de etanol (6,1-7,1 Mpa), la cantidad de alcohol por paso está limitada por consideraciones de equilibrio [GEL60]. Este hecho ha centrado la atención en la determinación de las constantes de equilibrio y la conversión por paso. Los resultados son los siguientes:
Figura 5. Conversión de equilibrio teórica de etanol
A continuación se muestran cuales son las selectividades de etileno a etanol teóricas [KIR07] y las obtenidas con Aspen para una presión de 7,1 Mpa.
Figura 7. Selectividad de etileno a etanol teórica y en Aspen v. Efecto de las principales variables del proceso Las principales variables del proceso en plantas de producción reales que
costa de incrementar también los costes de recirculación. i. Descripción del proceso industrial. La producción de etanol por hidratación directa del etileno es un proceso que se ha realizado a escala industrial durante varias décadas, habiendo sufrido cambios significativos debido al desarrollo de nuevas tecnologías, materiales y catalizadores, así como a los bruscos cambios del precio de las materias primas derivadas del petróleo. Sin embargo, desde la década de 1980, prácticamente todas las industrias de producción de etanol por esta vía siguen un proceso similar al que se describe a continuación. Un gas rico en etileno es comprimido, combinado con agua de proceso (desionizada), calentado hasta la temperatura deseada de reacción y pasado por un reactor de lecho catalítico (impregnado en ácido fosfórico) para formar el etanol. Los reactores utilizados para este proceso son de lecho fijo, a través del cual se hace pasar la corriente fluida reaccionante. Hay que cuidar especialmente que no haya agua en forma líquida que pueda arrastrar ácido fosfórico. Como siempre se pierde una pequeña cantidad de ácido fosfórico, la continua renovación de este es imprescindible.
volumétrico de alcohol (azeotrópico). Previamente a la destilación, el etanol puede ser catalíticamente hidrogenado para convertir acetaldehído y aldehídos más pesados en sus respectivos alcoholes. Un 2% de dietiléter se forma como subproducto, y puede ser fácilmente purificado y vendido con la corriente de ligeros de la destilación extractiva, o puede ser recirculado al reactor. El azeótropo puede ser deshidratado mediante resinas intercambiadoras de iones, destilación azeotrópica o tamices moleculares para producir un alcohol anhidro. La tecnología que se ha impuesto en los últimos años es el uso de tamices moleculares de 3Å hechos a partir de zeolitas sintéticas (o alúmina activa). El agua de proceso recuperada en el proceso de refino puede ser recirculada al sistema de reacción. Esto reduce de agua fresca de alimentación hasta menos de un quinto del total del agua alimentada al reactor. Recircular el agua de proceso también reduce la cantidad de agua efluente, disminuyendo así las pérdidas de etanol y la carga contaminante. Los recipientes usados como reactores tienen un diámetro de más de 4 metros
5.- MODELADO DEL PROCESO DE PRODUCCIÓN DE ETANOL VIA HIDRATACIÓN DIRECTA DEL ETILENO
a. INTRODUCCIÓN El proceso de producción de etanol vía hidratación directa de etileno ya se ha descrito a grandes rasgos en el apartado anterior. En este apartado se procede a describir detalladamente el proceso, así como su modelado con el simulador Aspen Plus 6.5. Los procesos para la obtención de etanol a partir de la hidratación directa del etileno que se describen en la bibliografía difieren en pequeños detalles, como por ejemplo, la forma de destilar o el qué hacer con la purga, pero sin embargo todos siguen un mismo esquema general [TUR07]: Compresión, reacción, descompresión, gases se purgan y recirculan y líquidos se destilan y deshidratan. El seguimiento de este esquema básico, implementado con datos reales de plantas que producen este tipo de etanol y completado con el diseño de equipos auxiliares como bombas, mezcladores, etc. es el objetivo del modelado realizado.
que están presentes en la corriente de entrada de etileno como pueden ser metano, etano, nitrógeno, etc. Para obtener esta producción es necesario diseñar los equipos con la capacidad de tratar la corriente de proceso, así como corrientes de servicio que permitan llevar, en cada caso, a la corriente principal a las condiciones de presión y temperaturas necesarias a cada equipo. Estos flujos de corriente se calculan durante el diseño de la planta para cumplir las condiciones que se fijan en el apartado de las especificaciones. ii. Descripción de la planta y diagrama de flujo La planta en la que se va a llevar a cabo el proceso de producción de etanol por hidratación directa del etileno consta de los equipos necesarios para llevar a cabo los procesos básicos de reacción y separación que la conforman. El etileno alimentado a la planta proviene de un proceso criogénico y por ello se encuentra en estado líquido, a una presión moderada y a baja temperatura. 16 atm y -35,7 ºC fueron las condiciones usadas, ya que se encuentran dentro de los valores típicos de salida del etileno en plantas de producción del mismo, que son [AME08]:
Las especificaciones del etileno para uso industrial varían muy poco con el suministrador y pueden resumirse en la siguiente tabla [SAB09]: Componente
Especificación Unidades
Etileno
99.5
%
Oxigeno
20
ppmv
Dióxido de carbono
50
ppmv
Monóxido de carbono
10
ppmv
Etano
1000
ppmv
Metano
500
ppmv
Nitrógeno
80
ppmv
Acetileno
5
ppmv
Humedad
2
ppmv
Tabla 4. Composición del etileno comercial El oxígeno, nitrógeno, monóxido, dióxido, etano, metano y agua actúan como inertes en el proceso, mientras que como se comentó anteriormente el acetileno puede reaccionar formando acetaldehído que puede derivar en la formación de crotonoaldehído.
presiones de salida de bombas y compresor han de ser tales que contando con las pérdidas de carga la presión de entrada al reactor sea 70,23 atm. Sin embargó, la relación molar agua-etileno se varió con el objetivo de ahorrar energía (el agua tiene que ser vaporizada) y se estableció en una proporción 3:1. Esto hace que las otras variables sufran ligeras modificaciones, quedando las variables del reactor de la siguiente manera [ULL07]: Condición
Valor
Temperatura, ºC
265
Presión, Mpa (atm)
7,115 (70,23) -1
Velocidad espacial, h
1727
Proporción molar etileno-agua a la entrada
3
Conversión por paso, %
6,18
Rendimiento por paso
5,96
Selectividad a etanol, %
96,6
Selectividad a dietiléter, %
3,4
Tabla 6. Valores de las condiciones escogidas para el reactor Las reacciones que tienen lugar en el reactor son las siguientes: CH2=CH2 + H2O ↔CH3CH2OH (1)
A continuación, la corriente de salida pasa por el intercambiador y luego es despresurizada por medio de una serie de válvulas hasta llegar al flash. Esta separación se hace a 54,6º C y 13 atm, para optimizar la recuperación de etanol líquido por fondos sin que se pierda excesivo etileno por ellos y posibilitando que la energía para recomprimir más adelante el gas de recirculación sea lo más baja posible. Estas condiciones se eligieron después de realizar numerosas pruebas con el simulador Aspen, imponiendo como condición mínima una recuperación de etanol por fondos del 80% con una concentración de entre el 25 y el 35% [ULL07] Además, la mayor parte del dietiléter ha de irse por cabeza ya que se pretende recircularlo al reactor para evitar que se forme más. Un 81,77% del etanol de la corriente de entrada se recupera por fondos con una concentración de alrededor del 32,1% p/p. La fracción gas, que sale por la parte de arriba del flash, es sometida a un lavado con agua para recuperar la mayor parte del etanol que queda presente en la corriente. La recuperación global del alcohol ronda el 99,5%, por lo que de la fracción
para ser purificada, pero esto está fuera del alcance del proyecto. La fracción líquida a la salida del lavador se mezcla con la del flash formando una mezcla con un 26% p/p de etanol y pasan al proceso de purificación del alcohol que consta de dos etapas, una primera columna en la que se eliminan los ligeros (principalmente dietiléter) y otra en la que se produce la concentración de etanol. Ambas columnas son de platos perforados. En la columna de ligeros se elimina el dietiléter y las cantidades remanentes de etileno y demás gases que permenecen como inertes en el proceso. La diferencia de volatilidades entre el dietiléter y el etanol es lo suficientemente grande como para que se recupere un alto porcentaje de dietiléter sin que salga etanol por la cabeza de la columna y sin que se dispare el número de etapas o la relación de reflujo en la columna. Lo que determina la cantidad de dietiléter a eliminar en la columna de ligeros es la especificación de que la corriente de etanol a la salida de la columna de concentración ha de tener una pureza mínima del 99,2%. Esto obliga a que la cantidad de dietiléter mínima eliminada en la primera columna es del 84% perdiéndose solamente un 0,01% de etanol. La corriente de ligeros compuesta por dietiléter en un
La corriente rica en etanol pasa a ser deshidratada con tamices moleculares de 3 Å de tamaño. Las condiciones ideales para la deshidratación son 1,2 atm y 140 ºC [KOR08]. El tamaño de la molécula de agua es de 2,8 Å por lo que se retendrá en el tamiz mientras que el etanol, cuya molécula mide 4,4Å pasará a través de él. El uso de etanol como combustible necesita de una cantidad de agua máxima en él de 0,3% p/p, lo que implica que ha de eliminarse el 96% del agua de una corriente al 92,4 % p/p de etanol para cumplir los requerimientos. Las trazas de sustancias cuya molécula es más pequeña que la del agua, tales como N 2 o CO, también son adsorbidas por los tamices mientras que las que son más grandes de 3 Å salen con el etanol. El agua, que sale por fondos de la columna de concentración, se comprime y se mezcla con las dos corrientes de etileno formando la corriente de entrada al reactor. Previamente una parte del agua se separa para garantizar a la entrada de reactor una relación molar etileno/agua de 3 que como se especificó anteriormente es la ideal para que se produzca la reacción. Por lo tanto, un 21% del agua ha de eliminarse de la corriente de recirculación al reactor. De este 12,9%, una parte se recircula al lavador y otra parte se tira. Según la bibliografía [ETH08] se conoce que en este tipo de instalaciones se consumen alrededor de 0,5 toneladas de agua por tonelada de etanol.
C.- DISEÑO DE LA PLANTA PARA LA CAPACIDAD NOMINAL En este apartado se definen primero las condiciones de entrada y salida de las distintas materias primas secundarias necesarias. Posteriormente se explica cual ha sido la metodología seguida para implementar la planta con Aspen y se detalla cómo ha sido el diseño de los distintos equipos. Por último, se comparan los resultados obtenidos en Aspen con los que proporciona la bibliografía para plantas reales. i.- Datos de partida Como ya se ha comentado antes, el principal dato de partida es que la planta se diseña para una capacidad de producción nominal de 200.000 toneladas al año. Fijado este caudal de producción y con las especificaciones mencionadas en el apartado anterior se pueden calcular los caudales de las corrientes de servicio. - Agua de enfriamiento (CW): es agua a 20º C y 4 bares de presión. Se considera que a la salida del equipo el agua está a 80º C. - Gas natural: Se considera un gas que en su totalidad está compuesto por metano y que entra en la planta a una temperatura de 298º C. - Biomasa: la biomasa empleada es una madera que entra en la planta a una temperatura de 298º C, que contiene un 30% de humedad y con la siguiente
condiciones de las corrientes de entrada y salida de los mismos. Se pretenden simular, en la medida de lo posible, los equipos de la planta, utilizando los datos de partida y las suposiciones expuestas. Para equipos más complejos como pueden ser las torres de destilación, se basarán los cálculos en datos encontrados en la bibliografía para plantas similares y se analizará como estos se ajustan a la simulación. Los equipos se van añadiendo poco a poco, al igual que las corrientes, y la planta requiere que cada poco pasos la simulación sea corrida para no generar errores y otros tipos de problemas. Los equipos se irán diseñando en el orden en el que aparecen en el proceso de producción. Para que el dimensionamiento de la planta sea correcto se asume una corriente de recirculación de agua de un caudal similar al que se entiende se producirá a la salida de la segunda torre de destilación. Los pasos a seguir para la realización del modelado son los siguiente s: 1.- Compuestos considerados: hay que indicar en el apartado Components/Specifications todos los componentes que van a aparecer en la planta en
2.- Elección del método termodinámico: Esta elección dependerá de las sustancias que forman el proceso y de los rangos de presión y temperatura a los que se trabaja. La elección es crucial, ya que una mala elección del método termodinámico puede llevar a errores en la estimación de las propiedades de las sustancias que degeneren en desajustes importantes en el cálculo global del proceso [CAR96]. En este caso el método termodinámico elegido es el UNIQUAC, método ademado para tratar mezclas binarias alejadas de la realidad como puede ser la de etanol-agua, cuya separación es la parte fundamental del proceso. Es un método LACM de interacción binaria, es decir, un modelo basado en el cálculo de coeficientes de actividad de las mezclas no ideales de la fase líquida. Sin embargo, este método no es adecuado para trabajar a altas presiones, y el loop de reacción de la planta diseñada se encuentra a una presión elevada. Para los equipos contenidos en ese loop, el método termodinámico específico escogido escogido es el UNIQUAC-RK, UNIQUAC -RK, que hace uso de las ecuaciones de estado de Redlich-Kwong y que es apta ap ta para presionas más elevadas. El simulador comercial Aspen Plus dispone de bases de datos de sustancias puras, de mezclas multicomponentes, así como de métodos estimativos para poder aplicar el método termodinámico seleccionado y calcular las propiedades necesarias
Equipo
Especificación
Compresor 1
Modelo: COMPRESSOR Tipo: Isentrópico Eficiencia mecánica: 100% Relación de compresión:2,5 Eficiencia Isentrópica: 80%
Compresor 2
Modelo: COMPRESSOR Tipo: Isentrópico Eficiencia mecánica: 100% Presión de descarga: 70,7 atm Eficiencia Isentrópica: 80% Modelo: PUMP
Bomba 1
Presión de descarga: 70,9 atm Eficiencia:40%
Notas
Adecua la presión a la presión requerida de entrada al reactor (70,2 atm)
Adecua la presión a la presión requerida de entrada al reactor (70,2 atm)
Bomba 2
Modelo: PUMP Presión de descarga: 13 atm Eficiencia: 40%
Adecua la presión a la presión requerida de operación del lavador (12,6 atm)
Bomba 3
Modelo: PUMP Presión de descarga: 70,7 Eficiencia: 40%
Adecua la presión a la presión requerida de entrada al reactor
Modelo: PUMP
Adecua la presión a temperatura
Condensador: No
Equipo
Especificación
Flash 1
Modelo: FLASH. AP:0,2 atm. Temp:54,6 ºC
Flash2
Modelo: FLASH. AP:0,2 atm. Temp: 50 ºC
Intercambiador 1
Modelo: HEATER AP: -3 psia Temp corriente 36: 350 K
Intercambiador 2
Modelo: HEATER AP: -3 psia Temp corriente 5: 523 K
Intercambiador 3
Modelo: HEATER AP: -3 psia Temp corriente 9: 424,8 K
Intercambiador 4
Modelo: HEATER AP: -3 psia
Notas
Quemador etileno
Modelo: RGIBBS Presión: 2 atm Duty:0 Rgibbs considera todos los componentes de la simulación como posibles productos
Quemador (Caso 1)
Modelo: RGIBBS P:1,2 atm. Duty: 0 Rgibbs considera todos los componentes de la simulación como posibles productos
GN
Quemador biomasa (Caso 2)
Elementos auxiliares
Modelo: RGIBBS P:1,2 atm. Duty: 0 Rgibbs considera todos los componentes de la simulación como posibles productos
Especificación Modelo: Valve.
Notas
4.- Especificaciones de diseño y calculadoras: calculadoras: Las especificaciones de diseño aplicadas en la simulación han sido las siguientes: - Columna de lavado: Se especificó que, por cabeza, la recuperación másica de etanol con respecto del que entra a la torre fuera de un 97%, para así fijar una recuperación total del etanol entre la destilación flash y el lavador del 99,5%. Esto se logra haciendo cambiar el caudal de entrada de agua al lavador (Corriente 13) - Columna de ligeros: Se impuso que, por cabeza, la recuperación másica de dietiléter con respecto a lo que entra en la columna fuera del 84%, valor que proporciona que el etanol a la salida del deshidratador tenga la pureza requerida. Esto se logra variando la relación destilado destilado alimentado. - Columna de destilación de etanol: Este equipo cuenta con dos Design Specifications. Primero se impuso que la pureza másica del etanol etanol en la salida por cabeza fuera del 92,4%, porcentaje óptimo económico según la bibliografía estudiada [SRI86]. Esto se logra variando el ratio destilado/alimentación. Después, para garantizar escasas pérdidas de etanol por fondos, se especificó una recuperación másica por ellos del 0,05%. Esto se logra variando la relación
iii.- Diseño de los equipos A continuación se van a describir los modelos utilizados para simular los equipos en el simulador comercial Aspen Plus, explicando las opciones utilizadas, los cálculos realizados y los resultados obtenidos para cada tipo de equipo . Se comienza describiendo el diseño de los equipos más simples, como bombas, mezcladores y divisores; y paulatinamente de equipos más complejos hasta llegar a las torres de destilación y el reactor. Los resultados finales del diseño de equipos, así como los datos de partida están recogidos de forma detallad en el Anexo. - Bombas de impulsión. PUMP En este tipo de equipos se puede especificar el incremento de presión, la presión de salida, el ratio del incremento de presión o la potencia consumida por el equipo. También existe la opción de introducir en el programa una curva de funcionamiento del equipo. En caso contrario Aspen Plus toma una curva de su base de datos que se
especificar también la pérdida de carga. - Válvulas de control. VALVE
Las válvulas son los elementos encargados de introducir pérdidas de carga. En ellas se puede especificar la presión de salida o la caída de presión producida. Para el caso que nos atañe, se consideran adiabáticas todas las válvulas. La pérdida de carga estará delimitada por la exigencia del proceso aguas arriba y aguas abajo. - Compresor. COMPRESSOR
En este tipo de equipos se puede especificar el incremento de presión, la presión de salida, el ratio del incremento de presión o la potencia consumida por el equipo. También existe la opción de introducir en el programa una curva de funcionamiento del equipo. En caso contrario Aspen Plus toma una curva de su base de datos que se adapte a las condiciones fijadas. El dato del rendimiento proporcionado por el compresor es
los cuales sale una corriente de calor, debiendo de especificar en este dos de los tres parámetros siguientes: Temperatura, presión y duty. Por el contrario, en el HEATER al que le llega la corriente de calor solo es necesario especificar una de las tres. - Reactor. RSTOIC
Este equipo es un modelo de reactor de lecho fijo en el que se producen unas reacciones levemente exotérmicas que aumentan ligeramente la temperatura pero no tanto como para hacer necesaria la refrigeración. En los reactores RSTOIC se pueden especificar caída de presión, temperatura de salida y el duty. En este caso conviene especificar el duty y la caida de presión producida en el reactor, calculando Aspen la temperatura de salida, que sufrirá un ligero incremento debido a la exotermicidad. Este tipo de reactores también requieren que se especifiquen las
- Quemador purga. RGIBBS
Este equipo es un modelo de un quemador al que se le alimenta una corriente que es en su mayoría etileno y otros compuestos, identificando y calculando Aspen Plus los productos de esta combustión y las propiedades físicas (como la temperatura) de la mezcla resultante. El RGIBBS hace uso de la energía libre de Gibbs para identificar estos posibles productos. Para este tipo de reactores, es necesario especificar dos de los siguientes parámetros: temperatura, presión y duty, habiéndose especificado para este caso la presión de salida de la mezcla gaseosa (2 atm) y un duty de 0.
Si no se especifica lo contrario, el RGIBBS identificara como posibles productos todos los componentes, pero también se puede identificar posibles productos manualmente y especificar en que fase
aparece cada uno de ellos. En este caso se especificó que Aspen Plus identificara a todos los componentes como posibles productos para el caso del gas natural, mientras que para el caso de biomasa se le introdujo manualmente cuales eran los posibles productos. - Deshidratador. SEP.
Este equipo es un modelo de un tamiz molecular de 3 armstrongs cuyo objetivo es retener el agua mientras deja pasar el etanol. Se considerará que todo el etanol pasa por el deshidratador, y que el 97% del agua es retenida. Para los compuestos cuyas moléculas tienen un diámetro más pequeño que el del etanol, se considerara que pasan en su totalidad por el tamiz, mientras que para los compuestos con un diámetro mayor que el del agua, se supone que quedan retenidos en su totalidad. En el SEP, hay que especificar que porcentaje de cada componente de entrada sale por cada corriente de la salida, o bien que cantidad total sale por cada una de estas corrientes. También es
incluidos. Es imprescindible especificar el número de etapas, en cual de ellas entra cada corriente y las fases admitidas. Tal y como se explicó en el apartado anterior, el número de etapas se determina con los condicionantes de la recuperación global de etanol y la concentración de éste a la salida del lavador. Así se llega a la conclusión de que el número de etapas es de trece. En la etapa 1 (cabeza) se introduce el agua de proceso y se obtiene la corriente gaseosa de producto. En la etapa 13 se introduce la corriente gaseosa que proviene del separador flash y se obtiene la corriente de agua con el etanol y pequeñas cantidades del resto de componentes. En este caso el lavador es una torre de platos. Se definieron los platos como platos perforados (Sieve) [PET91], con un espacio entre ellos de 0,5 metros y con un porcentaje de flujo sobre el de inundación del 80% . El diámetro de la torre se calcula mediante la herramienta Tray Sizing , proporcionada por Aspen. Esta herramienta proporciona un diámetro para el lavador de 3,24 m.
parámetro, se variará para hacer cumplir la condición de recuperación de dietiléter por cabeza. Para calcular el número de etapas que debe de tener una columna de destilación para obtener el resultado deseado Aspen cuenta con le módulo DSTWU. En este modelo se indica la fracción del componente llave ligero y llave pesado que se quiere recuperar en el destilado. Sin embargo, los resultados obtenidos por este método no proporcionan resultados satisfactorios al implementar una columna de tipo RADFRAC con ellos, ya que la demandas energéticas se disparaban. Al final, se llegó a una solución de compromiso según la cual e la torre de destilación de ligeros debe tener 9 etapas y alimentarse en el segundo plato, mientras que la torre de destilación de etanol ha de tener 39 etapas, produciéndose la alimentación en la número 30. También es necesario especificar la presión de la etapa de colas (presión del condensador), que en ambos casos está ligeramente por
del 92,4 %, variando para ello la relación Destilado/alimentación y otra impone una concentración de etanol por fondos del 0,05% variando la relación de reflujo. iv. Comparativa con datos de referencia. La bibliografía ha sido de mucha utilidad a la hora de diseñar la planta. Este diseño se ha realizado intentando seguir unas premisas principales que a continuación se describen y se comparan con los resultados obtenidos. - El rendimiento global de la planta con respecto al etileno es de un 92% [ETH08]. Después del diseño de la planta se obtiene un rendimiento con respecto al etileno del 92,56%. - La planta debe autosatisfacer todas necesidades caloríficas si la purga es quemada, excepto las referentes al calentador previo al reactor, para lo que se usa o bien gas natural, o bien biomasa [KIR07]. Esto se consigue en la simulación de la planta. - Se consumen 0,5 toneladas de agua por tonelada de etanol
criogénico y se encuentra a temperaturas muy bajas (-28,6º C). Esta corriente se calienta poniéndola en contacto con la corriente de salida del deshidratador (Corriente 35) que se encuentra a 140º C, consiguiendo la evaporación del etileno y una apreciable elevación en su temperatura. - La corriente de alimentación que entra al reactor ha de estar a 265º C para que la reacción se produzca según las condiciones de reacción. Se requieren para ello 51,62 MW de potencia calorífica (suponiendo que la temperatura de la que parte es la que proporciona la simulación, 115,6º C). Esto se realiza en dos pasos. En una primera etapa, y tal y como indica la bibliografía, la alimentación (Crriente 4) se pone en contacto con la salida del reactor (Corriente 7) que se encuentra a 298,3ºC. Obviamente las dos corrientes tienen el mismo caudal másico. Aunque en un principio se pudiera pensar que el calentamiento hasta 265º C puede realizarse completamente en esta etapa, se producen cruces de temperatura, que fueron estudiados para distintas temperaturas de salida de la correinte a calentar, determinándose que para que no exista cruzamiento y la fuerza impulsora de transmisión de calor tenga un valor apreciable, la
(Corriente 49), es más que suficiente para cubrir las necesidades del reboiler, haciendo falta solamente el 88,5% de este para la torre. El resto es capaz de calentar hasta la temperatura requerida (140º C) la mezcla de etanol y agua que entra en el deshidratador (corriente 32), produciéndose así la deshidratación en las condiciones idóneas de temperatura. - La corriente de salida del reactor, como se explicó anteriormente, se pone en contacto con la alimentación enfriándose hasta los 183,5º C. El destilador flash funciona a 54,6º C, por lo que es posible aprovechar más calor de esta corriente. Ello se hace generando vapor a baja presión (Corriente 53) (2,2 atm), haciendo bajar la temperatura de la corriente desde los 183,5 (Corriente 8) hasta 151,7 º C (Corriente 9). Así, se consigue producir vapor en una cantidad suficiente como para cubrir las necesidades caloríficas de la torre de destilación de etanol, que son 17,91 MW. La energía eléctrica requerida en la planta, que sumando bombas y compresores asciende a 14,71 MW, se considerará que es suministrada por la red principal.
Intercambiador 8 Intercambiador 9 Intercambiador 10
Nº corriente
24
25
48
49
Temp (K)
1495
1486,4
432
442
Nº corriente
25
26
47
48
Temp (K)
1486,4
462,3
430
432
Nº corriente
26
27
46
47
Temp (K)
462,3
442,8
423,1
430
0,05 5,31 0,31
Tabla 10. Temperatura y calor intercambiado en los distintos intercambiadores. En la siguiente tabla se incluyen los consumos eléctricos de bombas y compresores, así como la energía aportada a las torres por las distintas corrientes en forma de vapor: Potencia (Kw) Compresor 1
7611,37
Compresor 2
6569,21
Bomba 1
126,30
Bomba 2
10,45
Bomba 3
263,34
Bomba 4
0,66
e. RESULTADOS DE LA SIMULACIÓN EN RÉGIMEN PERMANENTE Para una producción anual de 200.000 toneladas, los resultados obtenidos fueron: Resultados Entradas
Corriente
Caudal (Kg/hr)
Etileno
1
15051,5
Agua
13
11472,6
Salidas
Corriente
Caudal (Kg/hr)
Etanol
36
22887,9
Agua
34 y 39
2344,1
Corriente purga
22
433,1
Corriente ligeros
30
861,1
Utilities
Corriente
Caudal (Kg/hr)
Gas natural
55
245,5
Biomasa
55
695
Rendimiento global de etileno a etanol (%)
92,6%
Tabla 12. Resultados El balance global de materia revela que se forman 1,52 toneladas de etanol por cada tonelada de alimentación de etileno, con una conversión de etileno a etanol del
6.- ESTUDIO DE LA VIABLIDAD ECONÓMICA DE LA PLANTA
En este capítulo se va a analizar la viabilidad económica de la obtención de etanol a partir de hidratación directa del etileno para los dos casos anteriormente descritos (gas natural y biomasa) a. COSTES DE INVERSIÓN Según la metodología empleada para el cálculo del coste de inversión total, éste puede hallarse a partir del cálculo del coste total de equipos. Este coste se calcula a partir de un parámetro que define el tamaño del equipo (potencia, caudal que pasa a través de él, presión, etc.) y a partir de él, se emplean las ecuaciones para cada equipo que aparecen en la bibliografía [SEI03] proporcionando el coste de compra del equipo a año 2000. Posteriormente, este precio se actualiza mediante la ecuación:
Siendo: C1: coste en año 2000 C2: coste a año 2010
Tabla 13. Desglose del factor de instalación para costes directos El coste directo de los equipos, para el caso de uso de gas natural y de biomasa queda recogido en las siguientes tablas:
Coste equipos Caso GN Equipo
Año 2000 ($)
Año 2010 ($)
Coste equipo instalado 2010($)
Compresor 1
2206574
5012394
13733960
Compresor 2
1961365
4455385
12207756
Bomba 1
11233
25516
69915
Bomba 2
2760
6269
17178
Bomba 3
19408
44086
120795
Bomba 4
2142
4865
13331
Bomba 5
2181
4954
13575
Deshidratador
146530
332854
912019
Reactor
443857
1008254
2762616
Columna de ligeros
47888
108782
298062
Columna de etanol
248379
564211
1545939
Lavador
207978
472436
1294475
Coste equipos Caso Biomasa Equipo
Año 2000 ($)
Año 2010 ($)
Coste equipo instalado 2010 ($)
Compresor 1
2206574
5012394
13733960
Compresor 2
1961365
4455385
12207756
Bomba 1
11233
25516
69915
Bomba 2
2760
6269
17178
Bomba 3
19408
44086
120795
Bomba 4
2142
4865
13331
Bomba 5
2181
4954
13575
Deshidratador
146530
332854
912019
Reactor
443857
1008254
2762616
Columna de ligeros
47888
108782
298062
Columna de etanol
248379
564211
1545939
Lavador
207978
472436
1294475
Flash 1
162529
369196
1011598
Flash 2
126661
287719
788351
Intercambiador 1
20411
46365
127040
Intercambiador 2
140403
318935
873882
Intercambiador 3
48060
109172
299131
Intercambiador 4
26714
60682
166269
Intercambiador 5
12139
27576
75557
[CHI49] [MCO03]. La suma de los costes directos y los indirectos proporciona el coste total de inversión (TPI). La siguiente tabla recoge cada uno de estos costes indirectos (en $) para el caso de gas natural y de biomasa: Coste total inversion
% TIC
TIC
Caso GN
Caso Biomasa
43389294
43456875
Instalación y prestaciones laborales
22%
9545645
9560513
Construcción, materiales y prestaciones laborales
7%
3037251
3041981
Ingeniería y supervisión
10%
4338929
4345688
Honorarios del contratista
2%
867786
869138
Contingencias e imprevistos
15%
6508394
6518531
67687298
67792725
Coste total Inversión
Tabla 16. Costes indirectos y coste total de inversión El apartado de contingencias e imprevistos se refiere a cambios en los presupuestos, demoras temporales, huelgas y desastres naturales. En los gastos de construcción se engloban todos los costes para la realización física de la planta, incluyendo los servicios temporales y abastecimientos que sean
-
Seguros: 0,5% TIC
El coste de las materias primas será el correspondiente al etileno, al agua, al catalizador empleado y a las demás sutancias necesarias para operar en la planta. El catalizador escogido para la planta es de ácido fosfórico en un soporte inerte de celita. La siguientes tablas recogen los costes de producción fijos y variables para las dos posibilidades estudiadas: Caso Gas Natural COSTES VARIABLES
Consumo
Precio
Materias primas
Tn/año
($/tn)
Etileno
131851,02
950
Agua
100499,71
1,548
Utilidades
Catalizador (tn/año) Combustible (tn/año) Tamiz Molecular
Tn/año 16,76 2150,18 0,47
Electricidad
GJ/año
Compresores
447198,75
Bombas
12668,47
[1]
Caso Biomasa Costes Op
Consumo
Precio
Costes Op
($/año)
Tn/año
($/tn)
($/año)
125258466
131851,02
155574
100499,71
($/tn)
Tn/año
10500
[3]
400
[1]
4500
[5]
175934
18,41
1,548
155574
($/tn)
16,76
10500
175934
860072
6088,2
[4]
80
487056
2119
0,47
4500
2119
($/GJ) 18,41 [6]
950 125258466
GJ/año
($/GJ)
8232929
447198,75
18,41
8232929
233226
12668,47
18,41
233226
[5]: www.nkchem.en [6]: www.ine.es [7]: www.chemindustry.com
Es remarcable el gran peso que tiene en los costes de operación el precio del etileno (representando más del 91,8% de los mismos). La incertidumbre en su precio (como la de todos los productos derivados del petróleo) y las nuevas rutas de producción de etanol, es lo que está haciendo que la tecnología empleada en este proyecto este cayendo en desuso. Los costes fijos son sensiblemente menores que los variables, representando sólo un 3% del coste total de operación. c. ESTIMACIÓN DE LOS INGRESOS ANUALES POR VENTAS Suponiendo que el mercado es infinito, esto es, que todo lo que se produce puede ser vendido al precio establecido, los beneficios anuales serían (para ambas posibilidades tratadas): Gas Natural Ingresos
Producción (tn/año)
Precio($/ton)
Ingresos($)
Costes de produccion
Caso GN $/kg producido
%
Caso Biomasa $/kg producido %
Materias primas
Etileno (tn/año)
0,6247
89,61
0,6251
89,87
Agua (tn/año)
0,0008
0,11
0,0007
0,11
Utilidades
Catalizador (tn/año)
0,0009
0,13
0,0009
0,13
Gas natural (tn/año)
0,0043
0,62
0,0024
0,35
Tamiz molecular
0,00001
0,0015
0,00001
0,0015
Electricidad
Compresores
0,0411
5,89
0,0408
5,86
Bombas
0,0012
0,17
0,0012
0,17
Agua
Agua refrigeración
0,0071
1,02
0,0079
1,14
Tratamiento agua residual
0,0001
0,01
0,0001
0,01
Costes fijos
Mano de obra
0,0041
0,62
0,0042
0,62
Mantenimiento
0,0062
0,89
0,0062
0,93
Seguros
0,0010
0,16
0,0010
0,16
General overhead
0,0067
1,01
0,0068
1,01
Direct overhead
0,0019
0,28
0,0019
0,28
Donde: Vt: flujo de caja en el año t. I0: Coste total de inversión. n: Número de años de vida de la planta. K: tipo de interés aplicado. La expresión que permita hacer el cálculo de los flujos de caja para cada año es: Flujo neto de caja = Ventas + Préstamos – Costes de producción – Impuestos – Inversiones con capital propio – pago de la deuda. FNC = V + P-CP- Im -I-A. Siendo: Impuestos = (Ingresos gravables)*(Tasa impositiva); Im=IG*t Ingresos Gravables = Ventas – Costes producción – Depreciación – intereses deuda; (IG=V-CP-D-id) Para realizar el cálculo de los flujos de caja necesitamos conocer las anualidades de la deuda y los intereses asociados a cada una de ellas. La siguiente fórmula permite el cálculo de las anualidades cuando se recibe un préstamo P a
de la empresa, equity en inglés) y acreedores (aportan deuda, debt en inglés), podemos hablar de tres flujos de caja [ROD01]: 1.- Flujo de caja de capital ( capital cash flow ): Flujos de caja generados (o demandados) por las actividades operativas de la empresa y que pertenecen a todos sus inversores en conjunto, accionistas y acreedores. 2.- Flujo de caja de la deuda ( debt cash flow ): Flujos de caja generados por el proyecto que pertenecen a sus acreedores 3.- Flujo de caja del accionista ( equity cash flow ): Flujo de caja que corresponde a aquellos que aportan recursos propios de la empresa una vez cubierta las obligaciones financieras (devolución deuda). En el caso de financiación con parte de recursos propios y deuda está claro que: Flujo de caja de capital = Flujo de caja accionistas + Flujo de caja de la deuda - Del importa total del capital fijo, el 60% se gastará en el año uno de construcción de la planta, mientras que el 40% restante se gastará en el segundo y último año de construcción de la misma. Otra herramienta útil para el estudio económico, sobre todo a la hora de
El VAN es positivo y ligeramente superior para el caso de biomasa, debido al menor precio de esta materia prima que compensa una mayor inversión. Esto indica que la planta tendrá una rentabilidad por encima del nivel exigido, y que para ambos casos, ésta será similar. Por lo tanto, y según este estudio, se puede recomendar la construcción de la planta [ROD01]. Sin embargo, como se explicó anteriormente, muchas de estas plantas están cerrando. Esto se debe a la volatilidad del precio tanto del etanol, como del etileno, que puede hacer que en un corto espacio de tiempo la rentabilidad de este tipo de proyectos cambie sustancialmente. Por eso están cogiendo peso en el mercado del etanol, las industrias que lo fabrican a partir de materias primas más baratas y con menos volubilidad en sus precios, como puede ser la caña de azúcar, aún siendo el proceso en estos casos más complejo y costoso. En las siguientes gráficas se muestra como varía el TIR en función del precio del etileno y del etanol (para el caso GN, aunque obviamente, dados los datos recogidos en la tabla 14, los resultados para biomasa son muy similares).
Figuras 10 y 11. TIR en función del precio de etileno y etanol Además se calcularan el índice de rendimiento de la inversión, que indica la proporción de beneficio sobre la inversión una vez que se ha recuperado la inversión con la tasa de rendimiento exigida [VEL03] y la tasa interna de retorno (TIR), que es la tasa de interés que hace que el Valor Actual Neto (VAN) de una inversión sea cero
7.- CONCLUSIONES
A lo largo del proyecto se ha llevado a cabo el modelado y simulación en régimen permanente de una planta de producción de etanol mediante hidratación directa del etileno. Dentro de lo posible, se intentó durante la simulación congeniar los datos reales obtenidos por la bibliografía con la maximización de los beneficios y la reducción máxima posible de costes. Hay que señalar que en la mayoría de los casos, los resultados señalados por la literatura especializada y los obtenidos mediante simulación con Aspen Plus fueron muy similares. Para los escasos casos en los que los resultados eran contradictorios entre sí, se optó por la opción más conservadora. Un ejemplo de ello fue el gasto del agua, menor en una primera simulación que en los datos reflejados en la bibliografía, con lo que al final se optó por los datos que en ella aparecen. Según la bibliografía [ETH08], se consumen 0,5 toneladas de agua por tonelada de etanol producido. Al realizar la simulación se comprobó que la cantidad de agua consumida era sensiblemente más pequeña (0,41 ton agua/ton etanol), por lo que se decidió introducir un separador para purgar una parte del agua que podría ser recirculada al lavador con el objetivo de cumplir con el valor de referencia.
8.- REFERENCIAS.
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1 Temperature K Pressure atm Vapor Frac Mole Flow kmol/hr Mass Flow kg/hr Volume Flow l/min Enthalpy
2
3
4
5
6
7
237,5
244,5
401,4
392,7
523,0
538,2
571,4
16,8
70,9
70,7
70,7
70,5
70,2
69,4
0,00
0,00
1,00
0,79
1,00
1,00
1,00
536,58
536,58
536,58
11235,60
11235,60
11235,60
10724,55
15051,49
15051,49
15051,49
289519,53
289519,53
289519,53
289519,53
553,35
573,46
4168,59
55635,69
103879,93
108315,82
112644,16
20,45
20,88
29,12
-307,84
-142,02
-131,66
-131,66
0,019
0,019
0,019
49493,894
49493,894
49493,894
40444,815
15028,003
15028,003
MMBtu/hr
Mass Flow kg/hr AGUA ETILENO
15028,003 231984,916 231984,916 231984,916 217648,248
ETANO
16,189
16,189
16,189
293,381
293,381
293,381
293,381
METANO
4,319
4,319
4,319
1934,186
1934,186
1934,186
1934,186
ETANOL
0,000
0,000
0,000
155,486
155,486
155,486
22892,974
DIETILET
0,000
0,000
0,000
5205,838
5205,838
5205,838
5854,050
NITROGEN
1,207
1,207
1,207
192,226
192,226
192,226
192,226
OXIGENO
0,345
0,345
0,345
158,854
158,854
158,854
158,854
MONOXIDO
0,151
0,151
0,151
71,226
71,226
71,226
71,226
DIOXIDO
1,185
1,185
1,185
29,261
29,261
29,261
29,261
ACETILEN
0,070
0,070
0,070
0,070
0,070
0,070
0,000
ACETALDE
0,000
0,000
0,000
0,144
0,144
0,144
0,262
CROTONOA
0,000
0,000
0,000
0,050
0,050
0,050
0,051
8 Temperature K
9 456,5
10 424,8
339,6
11 327,8
12 327,8
13 293,2
14 328,9
15 Temperature K
16
17
18
19
20
21
328,9
397,0
323,2
323,2
313,2
323,2
383,6
Pressure atm
12,6
31,5
31,3
31,1
30,9
31,1
70,7
Vapor Frac
1,00
1,00
0,99
0,00
0,00
1,00
1,00
8076,25
8076,25
8076,25
99,23
99,23
7977,01
7977,01
Mass Flow kg/hr
227506,21
227506,21
227506,21
2090,73
2090,73
225415,48
225415,48
Volume Flow l/min
288297,88
139185,93
112684,46
46,09
45,28
113385,90
59229,68
345,12
371,09
339,87
-20,39
-20,46
360,27
382,69
1850,884
1850,884
1850,884
1384,998
1384,998
465,885
465,885
217506,319 217506,319 217506,319
549,405
Mole Flow kmol/hr
Enthalpy
MMBtu/hr
Mass Flow kg/hr AGUA ETILENO ETANO
549,405 216956,914 216956,914
278,314
278,314
278,314
1,122
1,122
277,192
277,192
METANO
1931,173
1931,173
1931,173
1,306
1,306
1929,867
1929,867
ETANOL
200,691
200,691
200,691
69,731
69,731
130,960
130,960
DIETILET
5289,773
5289,773
5289,773
83,935
83,935
5205,838
5205,838
NITROGEN
191,075
191,075
191,075
0,055
0,055
191,020
191,020
OXIGENO
158,570
158,570
158,570
0,061
0,061
158,509
158,509
MONOXIDO
71,096
71,096
71,096
0,022
0,022
71,075
71,075
DIOXIDO
28,156
28,156
28,156
0,079
0,079
28,076
28,076
ACETILEN
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ACETALDE
0,150
0,150
0,150
0,007
0,007
0,143
0,143
CROTONOA
0,008
0,008
0,008
0,004
0,004
0,004
0,004
22 Temperature K
328,9
23 420,0
24 1495,0
25 1486,4
26 462,3
27 442,8
28 329,8
29 Temperature K
30
31
32
33
34
35
328,4
306,0
374,2
360,1
412,9
412,9
412,9
Pressure atm
12,6
1,8
1,8
1,4
1,2
1,1
1,1
Vapor Frac
0,00
1,00
0,00
1,00
1,00
1,00
1,00
Mole Flow kmol/hr
4052,82
18,63
4034,18
592,48
592,48
94,11
498,37
Mass Flow kg/hr
87466,64
861,10
86605,54
24583,36
24583,36
1695,47
22887,89
1619,84
4331,39
1694,49
208440,35
279800,32
47170,19
249785,07
-1081,80
-1,48
-1063,84
-130,36
-128,22
-21,22
-107,00
63764,849
7,619
63757,230
1766,118
1766,118
1695,474
70,645
277,406
277,406
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ETANO
15,658
15,649
0,009
0,009
0,009
0,000
0,009
METANO
0,652
0,652
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ETANOL
22767,789
21,750
22746,039
22715,028
22715,028
0,000
22715,028
DIETILET
638,079
535,987
102,093
102,093
102,093
0,000
102,093
NITROGEN
0,842
0,842
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
OXIGENO
0,043
0,043
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
MONOXIDO
0,016
0,016
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
DIOXIDO
1,131
1,131
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ACETILEN
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ACETALDE
0,118
0,003
0,115
0,115
0,115
0,000
0,115
CROTONOA
0,058
0,000
0,058
0,000
0,000
0,000
0,000
Volume Flow l/min Enthalpy
MMBtu/hr
Mass Flow kg/hr AGUA ETILENO
36 Temperature K
350,0
37 382,8
38 382,8
39 382,8
40 382,8
41 313,2
42 313,9
43 Temperature K
44
45
46
47
48
49
382,8
387,0
423,0
423,1
430,0
432,0
442,0
1,4
70,7
5,0
5,9
5,7
5,5
5,3
Pressure atm
0,00
0,00
0,00
0,00
0,00
1,00
1,00
Mole Flow kmol/hr
Vapor Frac
2722,00
2722,00
505,00
505,00
505,00
505,00
505,00
Mass Flow kg/hr
49052,56
49052,56
9097,72
9097,72
9097,72
9097,72
9097,72
900,53
905,03
175,63
175,64
177,29
54116,01
57497,64
-720,54
-719,64
-132,00
-132,00
-131,69
-113,57
-113,40
49027,989
49027,989
9097,716
9097,716
9097,716
9097,716
9097,716
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
Volume Flow l/min Enthalpy
MMBtu/hr
Mass Flow kg/hr AGUA ETILENO ETANO
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
METANO
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ETANOL
24,526
24,526
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
DIETILET
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
NITROGEN
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
OXIGENO
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
MONOXIDO
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
DIOXIDO
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ACETILEN
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ACETALDE
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
CROTONOA
0,046
0,046
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
50 Temperature K
51
423,0
52
392,2
53
392,2
54
413,8
55
392,2
56
298,0
410,0
Pressure atm
5,1
1,9
2,4
2,2
2,0
1,2
1,4
Vapor Frac
0,00
0,00
0,00
1,00
0,00
1,00
1,00
57 Temperature K
58
1497,2
535,3
Pressure atm
1,2
1,0
Vapor Frac
1,00
1,00
328,30
328,30
9275,63
9275,63
560181,91
241330,21
-0,11
-10,47
551,268
551,268
ETILENO
0,000
0,000
ETANO
0,000
0,000
METANO
0,000
0,000
ETANOL
0,000
0,000
DIETILET
0,000
0,000
NITROGEN
6926,893
6926,893
OXIGENO
1124,121
1124,121
0,006
0,006
673,341
673,341
ACETILEN
0,000
0,000
ACETALDE
0,000
0,000
CROTONOA
0,000
0,000
Mole Flow kmol/hr Mass Flow kg/hr Volume Flow l/min Enthalpy
MMBtu/hr
Mass Flow kg/hr AGUA
MONOXIDO DIOXIDO
Las corrientes serán iguales para el segundo caso, excepto las que incumben a la biomasa que son:
Vapor Frac
0,00
Mole Flow kmol/hr
0,00
20,60
0,00
0,00
0,00
Mass Flow kg/hr
0,00
247,42
0,00
0,00
0,00
Volume Flow l/min
0,00
1,83
0,00
0,00
0,00
Enthalpy
MMBtu/hr
0,00
Mass Flow kg/hr AGUA
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ETILENO
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ETANO
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
METANO
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ETANOL
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
DIETILET
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
NITROGEN
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
OXIGENO
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
MONOXIDO
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
DIOXIDO
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ACETILEN
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ACETALDE
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
CROTONOA
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
CARBONO
0,000
247,420
0,000
0,000
0,000
HIDROGEN
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
695,00
0,00
0,00
0,00
0,00
Mass Flow kg/hr Enthalpy
MMBtu/hr
-14,79
Mass Flow kg/hr BIOMASS
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
ASH
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
CHAR
0,000
0,000
0,000
0,000
0,000
Todas las corrrelaciones para el cálculo del coste base de los equipos a año 2000 han sido sacadas de [PET91], excepto las que atañen a los quemadores de GN y biomasa que se han calculado a partir de datos de referencia del 2010. -Compresores.
La potencia de los compresores viene definida por Aspen. Para calcular su coste base se aplicó la siguiente fórmula: Coste base ($)=EXP(7,2223+0,8*LN(Potencia en HP)) Potencia (Kw)
Potencia (HP)
Precio base($) (2000)
Compresor 1
7611
10207
2206574
Compresor 2
6569
8809
1961365
-Bombas.
El caudal que suministra la bomba, la altura que es proporciona y la potencia consumida por el motor son proporcionados por Aspen. El precio de la bomba puede calcularse mediante la siguiente fórmula: Coste base ($)=EXP(9,2951-0,6019*LN(Factor de tamaño(S)) +0,0519*(LN(Factor de tamaño(S)))2)
-Reactor.
El caudal másico y la densidad de la corriente de entrada al reactor son proporcionados por Aspen. A partir de ellos se puede conocer el caudal volumétrico y para una velocidad de paso determinada [SRI69], el área y el volumen del reactor. El coste base de este es: Coste base ($)= 60* Volumen (ft) Reactor Caudal (kg/hr)
289519,53
Densidad(gm/cc)
0,04
Caudal (m3/min)
108,32
Caudal (ft3/min)
3855,42
Velocidad de paso (ft/min)
30
Área(ft2)
128,51
Diámetro(ft)
12,79
Longitud(ft)
38,38
Volumen(ft3)
4931,75
Coste $ (2000)
443857,08
-Quemadores.
Estos equipos se diseñaron a partir de datos de referencia de 2010, que nos dicen que un quemador para gas natural (Caso 1) y otros gases como el etileno con una capacidad de 500.000 MMBtu/año cuesta 75.000 $ [ZIN10]. A partir del dato del caudal másico que entra a estos quemadores (proporcionado por la simulación en Aspen), y sabiendo el poder calorífico de los componentes, se puede hallar la capacidad de los quemadores. Para hallar su precio se escaló respecto del dato de referencia del párrafo anterior, con un factor de escala de 0,75. El quemador de biomasa (Caso 2) se calculó de la misma manera con la salvedad de que su precio para una referencia de 500.000 MMBtu/año es de 355700 $ [ERE10].
Quemador Etileno
Quemador GN(Caso1)
Quemador Biomasa(Caso 2)
Caudal (kg/hr)
433,08
245,45
695
Pc (Kcal/Kg)
11305
12800
3388
Calor (Kcal/h)
4896022
3141814
2354660
Calor (Kcal/año)
4,29E+10
2,75E+10
2,76E+10
Calor (MMBtu/año)
170195
109215
81852
En caso de que el espesor mínimo fuera de 0,25 pulgadas, se emplearía un espesor de 0,25 pulgadas. Sabiendo lo anterior se puede calcular el peso de la torre mediante la siguiente fórmula: Peso (lb)=3,1416*( D(in)+ Espesor (in)*(O48+0,8* D(in))*0,284* Espesor(in) y a partir de él el coste del recipiente: Coste recipiente $ (2000)= =EXP(7,0374+0,18255*LN(Peso (lb))+0,02297*(LN(Peso (lb)))2) El coste de las plataformas y escalas que acompañan a toda columna se puede hallar a partir de la siguiente expresión: Coste plataformas y escalas ($)=231,1*D(ft)0,63316*H(ft)0,80161
Flash1
Flash2
Q másico(kg/hr)
289519,53
227506,21
Densidad (gm/cc)
0,02
0,03
Qvol(m3/min)
252,78
112,68
Qvol(ft3/min)
8997,46
4010,91
-Columnas de destilación y lavador.
La presión a la que trabajan se puede importar de la simulación en Aspen. También se puede hacer lo mismo con el diámetro, usando la herramienta Tray Sizing que proporciona el programa. Todas las torres se suponen de platos perforados y con una distancia entre ellos de 0,5 m. La eficacia del plato para cada una de ellas fue de 0,75 para la de ligeros, 0,73 para la de etanol y 0,65 para el lavador [PRA90]. A partir de aquí se puede calcular el número de etapas reales (las ideales se pueden importar desde Aspen), y por tanto la altura de la torre. Es necesario conocer la presión a la que trabajan las torres para calcular su espesor. A partir de ella se calcula la presión de diseño de la misma que se halla mediante la siguiente expresión: Pdiseño(psig)= =EXP(0,60608+0,91615*LN(Poper(psig))+0,0015655*(LN(Poper(psig))2)) El espesor se halla mediante la siguiente ecuación: Espesor (in) = (P dis(psig) *D(in))/(2*0,85*13750-1,2* Pdis(psig)) En caso de que el espesor mínimo fuera de 0,25 pulgadas, se emplearía un espesor de 0,25 pulgadas. Sabiendo lo anterior se puede calcular el peso de la torre mediante la siguiente fórmula:
Columna de ligeros
Columna de etanol
Lavador
Presión(atm)
1,8
1,4
12,6
Diámetro(m)
1,82
3,18
3,24
Presión (psig)
10,91
10,00
164,51
Presión de Diseño (psig)
16,51
15,24
204,78
Diámetro (inches)
71,56
125,15
127,72
Espesor (inca)
0,25
0,25
1,13
Etapas Ideales
9
39
13
Eficacia de plato
0,75
0,73
0,65
Etapas reales
12,00
53,42 (54)
20,00
Distancia entre platos(m)
0,5
0,5
0,5
Longitud de la torre(m)
6
27
10
Longitud de la torre(inch)
236,22
1051,66
393,70
Peso(lb)
4700,35
32215,35
64469,57
Precio Torre ($)
27533,03
89975,14
143747,58
Diám int (ft)
5,98
10,46
10,67
Altura (ft)
19,74
87,87
32,89
Coste($) plataformas y escaleras
7831,16
36934,26
17020,83
Factor de platos
1,38
1
1
Factor tipo plato (Ftt)
1
1
1
Factor Material
1
1
1
Calentador (Caso GN)
Calentador (Caso biomasa)
Intercambiador Intercambiador 8 9
Q(Cal/s)
725189,9681
725189,9681
21638,05621
1268833,578
Energia (Btu/hr)
10359856,69
10359856,69
309115,0887
18126193,96
Precio base ($)
257452,8574
257452,8574
17473,05414
395184,2421
Factor Corrección Mat
1,4
1,4
1,4
1,4
Presión
70,45281477
70,45281477
5,9215396
5,7215396
Presión (Psig)
987,149026
987,149026
69,51429312
66,67029312
Fp
1,047302381
1,047302381
1
1
Precio compra 2000($)
377483,3867
377483,3867
24462,27579
553257,939
-Intercambiadores de calor.
Las datos de las temperaturas de entrada y salida de las corrientes al intercambiador, la potencia intercambiada en los mismos, y la presión a la que trabajan son suministrados por la simulación en Aspen. A partir de estos datos se puede calcular la temperatura logarítmica media, según la siguiente ecuación. LMTD(k) = (Tce-Tfe)-(Tcs-Tfs)/ln((Tce-Tfe)-(Tcs-Tfs)) Refiriéndose los sufijos e y s a corrientes de entrada y salida y c y f a la corriente
Intercambiador Intercambiador Intercambiador Intercambiador 1 2 3 4 T1a(K)
244,50
392,70
456,50
397,00
T1b(K)
401,00
523,00
424,80
323,20
T2a(K)
412,90
571,40
392,20
293,00
T2b(K)
350,00
456,50
413,80
313,15
ATlog media(K)
42,89
55,75
37,42
36,60
U (w/m2*K)
425,00
511,00
928,00
850,00
Q (Watt)
2410000
48600000
17870000
9150000
A (m2)
132,20
1706,09
514,56
294,10
A(ft2)
1430,52
18460,99
5567,87
3182,39
Precio base ($)
15382,03
105927,55
36561,06
24503,62
Presión(Atm)
70,90
70,70
69,20
31,50
Presión(Psig)
993,51
990,66
969,33
433,24
Fp
1,33
1,33
1,31
1,09
Precio 2000($)
20410,90
140402,74
48060,01
26713,64
Intercambiador Intercambiador Intercambiador 5 6 7 T1a(K)
323,20
360,10
382,80
Intercambiador 10 462,30
-Cargas iniciales
a) Carga inicial de catalizador en el reactor. La bibliografía [SRI69] nos dice que la cantidad de catalizador en el reactor es de 37,5 lb/ft3 de reactor. A partir de ahí, y sabiendo el volumen del reactor, calculado antes, se puede hallar la cantidad total de catalizador necesario al principio. Carga inicial reactor Volumen reactor(ft3)
4931,75
Catalizador (lb/ft3)
37,50
Cantidad celita(lb)
184940,45
b) Carga inicial de tamiz molecular. Según la bibliografía [REP05], el modelo usado para la deshidratación consta de dos equipos en paralelo que deshidratan en ciclos de 5 minutos cada uno (10 min el ciclo completo). La cantidad de tamiz molecular a emplear es de 8,333 kg Tamiz/kg agua absorbida. Sabiendo el agua que se absorbe por hora (dato que se puede importar de Aspen), se puede calcular la carga inicial de tamiz molecular a emplear.
1.- TABLA DE COSTES DE EQUIPOS 1.1.- TABLA DE COSTES DE EQUIPOS PARA CASO GAS NATURAL Coste equipos Caso GN Equipo
Año 2000 ($)
Año 2010 ($)
Coste equipo instalado 2010 ($)
Compresor 1
2206574
5012394
13733960
Compresor 2
1961365
4455385
12207756
Bomba 1
11233
25516
69915
Bomba 2
2760
6269
17178
Bomba 3
19408
44086
120795
Bomba 4
2142
4865
13331
Bomba 5
2181
4954
13575
Deshidratador
146530
332854
912019
Reactor
443857
1008254
2762616
Columna de ligeros
47888
108782
298062
Columna de etanol
248379
564211
1545939
Lavador
207978
472436
1294475
Flash 1
162529
369196
1011598
Flash 2
126661
287719
788351
Intercambiador 1
20411
46365
127040
1.2.- TABLA DE COSTES DE EQUIPOS PARA CASO BIOMASA Coste equipos Caso Biomasa Equipo
Año 2000 ($)
Año 2010 ($)
Coste equipo instalado 2010 ($)
Compresor 1
2206574
5012394
13733960
Compresor 2
1961365
4455385
12207756
Bomba 1
11233
25516
69915
Bomba 2
2760
6269
17178
Bomba 3
19408
44086
120795
Bomba 4
2142
4865
13331
Bomba 5
2181
4954
13575
Deshidratador
146530
332854
912019
Reactor
443857
1008254
2762616
Columna de ligeros
47888
108782
298062
Columna de etanol
248379
564211
1545939
Lavador
207978
472436
1294475
Flash 1
162529
369196
1011598
Flash 2
126661
287719
788351
Intercambiador 1
20411
46365
127040
Intercambiador 2
140403
318935
873882
Intercambiador 3
48060
109172
299131
2.-TABLA RESUMEN DE HIPÓTESIS ASUMIDAS Hipótesis asumidas Capital circulante ($)
7000000
Fondos deuda (%)
35
Fondos accionista (%)
65
Tasa impositiva (%)
35
Vida de la planta (años)
15
Devolución de prestamo (años)
15
Demora en devolución préstamo (años)
2
Interes (%)
6
Tasa interna de rentabilidad minima exigida (%)
10
Además, se considera que la depreciación de la planta es lineal y que al final de su vida se recupera el capital circulante. 3.- TABLA DE CÁLCULOS AUXILIARES 3.1 TABLA DE CÁLCULOS AUXILIARES CASO GAS NATURAL
4- TABLA DE ANÁLISIS DE LA DEUDA 4.1.- ANÁLISIS DE LA DEUDA CASO GAS NATURAL Año
Deuda pendiente a pcpio. de año
Intereses
Anualidad
Devolución principal
1
43996744
2639805
0
0
2
46636548
2798193
0
0
3
49434741
2966084
5089938
2123853
4
47310888
2838653
5089938
2251284
5
45059604
2703576
5089938
2386361
6
42673243
2560395
5089938
2529543
7
40143699
2408622
5089938
2681316
8
37462384
2247743
5089938
2842195
9
34620189
2077211
5089938
3012726
10
31607463
1896448
5089938
3193490
11
28413973
1704838
5089938
3385099
12
25028874
1501732
5089938
3588205
13
21440669
1286440
5089938
3803497
14
17637171
1058230
5089938
4031707
15
13605464
816328
5089938
4273610
16
9331854
559911
5089938
4530026
17
4801828
288110
5089938
4801828
18
0
5.- TABLA DE CALCULO DE VAN, TIR, IR Y FL UJOS DE CAJA
5.1.-CASO GAS NATURAL
Fin de año Préstamo Inversión Costes de producción Ventas Depreciación
0 0
1 2 43996744 -40612379 -27074919
3
4
5
6
7
8
9
140543933 140543933 140543933 140543933 140543933 140543933 140543933 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 4512487 4512487 4512487 4512487 4512487 4512487 4512487
Intereses deuda Ingresos gravables Impuestos Anualidad Flujo de caja neto
0
FCN actualizado FCN actualizado acumulado Flujo de caja del capital Flujo de caja de la deuda Flujo de caja del accionista
0 0 0 0 0
-27074919
2966084 7631174 2670911 5089938 7348897
2838653 7758605 2715512 5089938 7304296
2703576 7893682 2762789 5089938 7257019
2560395 8036864 2812902 5089938 7206905
2408622 8188637 2866023 5089938 7153785
2247743 8349516 2922330 5089938 7097477
2077211 8520047 2982017 5089938 7037791
3076695 -22375966 3076695 -19299271 3384365 -27074919 -43996744 0 3384365 -27074919
5521335 -13777936 12438834 5089938 7348897
4988932 -8789004 12394233 5089938 7304296
4506038 -4282966 12346956 5089938 7257019
4068110 -214856 12296843 5089938 7206905
3671023 3456166 12243722 5089938 7153785
3311025 6767192 12187415 5089938 7097477
2984710 9751902 12127729 5089938 7037791
3384365
Modelado y simulación de una planta de producción de etanol por hidratación directa de etileno
87
Fin de año Préstamo Inversión Costes de producción Ventas Depreciación
10
140543933 155653678 4512487
140543933 155653678 4512487
140543933 155653678 4512487
140543933 155653678 4512487
140543933 155653678 4512487
140543933 155653678 4512487
140543933 155653678 4512487
140543933 155653678 4512487
Intereses deuda Ingresos gravables Impuestos Anualidad Flujo de caja neto FCN actualizado FCN actual izado acumulado Flujo de caja del capita l Flujo de caja de la deuda Flujo de caja del accionista
1896448 8700811 3045284 5089938 6974524 2688981 12440883 12064461 5089938 6974524
1704838 8892420 3112347 5089938 6907460 2421023 14861906 11997398 5089938 6907460
1501732 9095526 3183434 5089938 6836373 2178279 17040185 11926311 5089938 6836373
1286440 9310818 3258786 5089938 6761021 1958427 18998612 11850959 5089938 6761021
1058230 9539028 3338660 5089938 6681148 1759355 20757967 11771085 5089938 6681148
816328 9780931 3423326 5089938 6596482 1579145 22337112 11686419 5089938 6596482
559911 10037347 3513072 5089938 6506736 1416055 23753168 11596674 5089938 6506736
288110 10309149 3608202 5089938 6411605 1268502 25021670 11501543 5089938 6411605
Incide de rendimiento
37%
Tasa interna de retorno
31%
11
12
13
Modelado y simulación de una planta de producción de etanol por hidratación directa de etileno
14
15
16
17
88
5.2.-CASO BIOMASA Fin de año
0
1
Préstamo Inversión
2
3
4
5
6
7
8
9
44065271 0
-40675635
-27117090
Costes de producción
140284003
140284003
140284003
140284003
140284003
140284003
140284003
Ventas
155653678
155653678
155653678
155653678
155653678
155653678
155653678
Depreciación
4519515
4519515
4519515
4519515
4519515
4519515
4519515
Intereses deuda
2970704
2843075
2707787
2564383
2412374
2251244
2080447
Ingresos gravables
7879455
8007085
8142372
8285777
8437786
8598915
8769713
Impuestos
2757809
2802480
2849830
2900022
2953225
3009620
3069399
Anualidad
5097865
5097865
5097865
5097865
5097865
5097865
5097865
Flujo de caja neto
0
3389636
-27117090
7514000
7469329
7421979
7371787
7318584
7262188
7202409
FCN actualizado
0
3081488
-22410818
5645379
5101652
4608465
4161182
3755591
3387865
3054525
FCN actualizado acumulado
0
3081488
-19329331
-13683952
-8582299
-3973835
187 347
3942938
7330802
10385327
Flujo de caja del capital
0
3389636
-27117090
12611865
12567195
12519844
12469652
12416449
12360054
12300275
Flujo de caja de la deuda
0
-44065271
0
5097865
5097865
5097865
5097865
5097865
5097865
5097865
Flujo de caja del accionista
0
3389636
-27117090
7514000
7469329
7421979
7371787
7318584
7262188
7202409
Modelado y simulación de una planta de producción de etanol por hidratación directa de etileno
89
