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MODELADO Y SIMULACIÓN DE UNA PLANTA DE OBTENCIÓN DE ETANOL

A PARTIR DE ÁCIDO ACÉTICO

Autor: Javier Martínez Valdayo

Tutor: Ángel Luis Villanueva Perales

Departamento de Ingeniería Química y Medioambiental

Escuela Técnica Superior de Ingenieros Universidad de Sevilla

Índice de Contenido.

1. Objetivo, Alcance y Metodología. .............................................................................. 1

1.1 Objetivo. .............................................................................................................. 1

1.2 Alcance del proyecto. .......................................................................................... 3

1.3 Metodología......................................................................................................... 3

2. Descripción del proceso global. ................................................................................ 5

2.1. Área de producción de gas de síntesis. .............................................................. 8

2.1.1. Entradas al proceso. .................................................................................. 11

2.1.2. Reacción. ................................................................................................... 12

2.1.3. Separación. ................................................................................................ 12

2.2. Área de producción de ácido acético. ............................................................... 17

2.2.1. Entradas a la planta. .................................................................................. 20

2.2.2. Reacción. ................................................................................................... 20

2.2.3. Zona de separación y recuperación. .......................................................... 21

2.3. Área de producción de etanol. .......................................................................... 22

2.3.1 Entradas a la planta. ................................................................................... 25

2.3.2. Zona de reacción. ...................................................................................... 25

2.3.3. Zona de Separación. .................................................................................. 26

2.4. Balance de materia global. ............................................................................... 28

2.4.1 Balance global. ........................................................................................... 28

2.4.2. Balance del área de producción de etanol. ................................................ 28

2.4.3. Balance de área de producción de ácido acético. ...................................... 29

2.4.4. Balance del área de reformado. ................................................................. 33

3. Simulación del proceso. .......................................................................................... 35

3.1 Modelado. ......................................................................................................... 35

3.1.1 Área de gas de síntesis. .............................................................................. 35

3.1.2. Área de producción de ácido acético. ........................................................ 39

3.1.3. Área de producción de etanol. ................................................................... 45

3.1.4. Método termodinámico. .............................................................................. 50

3.2. Integración energética. ..................................................................................... 54

3.3 Convergencia del proceso. ................................................................................ 59

3.4. Resultados del balance de materia y energía ................................................... 61

3.5. Resultados de la simulación de los equipos. .................................................... 69

3.5.1 Resultados de equipos del área de reformado. ........................................... 69

3.5.2. Resultados de equipos del área de producción de ácido acético. .............. 73

3.5.3. Resultados de equipos del área de producción de etanol. ......................... 78

3.6. Servicios. .......................................................................................................... 82

4. Análisis económico ................................................................................................. 84

4.1 Introducción ....................................................................................................... 84

4.2 Método de cálculos económicos ........................................................................ 84

4.2.1 Coste fijo ..................................................................................................... 85

4.2.2 Coste de arranque de la planta .................................................................. 91

4.2.3 Capital circulante ........................................................................................ 92

4.2.4. Coste total de inversión .............................................................................. 92

4.3. Análisis de costes ............................................................................................. 92

4.3.1. Flujos netos de caja ................................................................................... 92

4.3.2. Cálculo de los parámetros del flujo de caja ................................................ 94

4.4 Cálculo de áreas y volúmenes para el coste de equipos ................................... 94

4.4.1. Separadores Flash ..................................................................................... 95

4.4.2. Diseño de torres......................................................................................... 97

4.4.4 Costes de equipos. ..................................................................................... 98

5. Conclusiones. ....................................................................................................... 106

ANEXO I. Tecnologías para la obtención de ácido acético. ...................................... 107

1.1. Oxidación de Acetaldehído. ............................................................................ 109

1.2. Oxidación Catalítica de Butano-Nafta. ............................................................ 110

1.3. Obtención de ácido acético a partir de etileno. ............................................... 111

1.4. Obtención de ácido acético a partir de etano. ................................................. 112

1.5. Obtención a partir de microorganismos. ......................................................... 113

1.6. Concentración y Purificación en el proceso de ácido acético. ......................... 113

1.7. Carbonilación de metanol. .............................................................................. 114

1.7.1. Proceso Cativa descrito en la patente. ..................................................... 120

Anexo II. Tecnologías para la obtención de etanol. ................................................... 126

2.1. Procesos de obtención ................................................................................... 127

2.1.1. Proceso de Fermentación ........................................................................ 128

2.1.2. Proceso de hidrogenación indirecta ......................................................... 129

2.1.3. Proceso de hidrogenación directa ............................................................ 130

2.1.4. Otros métodos de obtención .................................................................... 131

2.1.5. Recuperación y purificación del etanol ..................................................... 132

ANEXO III. Tecnologías para la obtención de H2. ..................................................... 136

3.1. Steam reforming (SMR) .................................................................................. 136

3.2. Reformado autotérmico (ATR). ...................................................................... 137

Anexo IV Funcionamiento de PSA. ........................................................................... 138

Referencias consultadas. .......................................................................................... 150

Índice de ilustraciones.

Ilustración 1. Diagrama de bloques de la planta ............................................................ 1

Ilustración 2. Diagrama de flujo de la planta.................................................................. 5

Ilustración 3. Esquema área de reformado. .................................................................. 9

Ilustración 4. Funcionamiento PSA. ............................................................................ 14

Ilustración 5. Esquema área producción acético. ........................................................ 18

Ilustración 6. Esquema área producción etanol. .......................................................... 23

Ilustración 7. Esquema recirculación reactor etanol. ................................................... 29

Ilustración 8. Esquema simplificado de la planta. ........................................................ 34

Ilustración 9. Elección método termodinámico 1. ........................................................ 52

Ilustración 10. Elección método termodinámico 2. ...................................................... 52

Ilustración 11. Elección método termodinámico 3. ...................................................... 53

Ilustración 12. Esquema general de planta ................................................................. 61

Ilustración 13. Etapa alimentación ideal torre 1 y 2. .................................................... 75

Ilustración 14. Etapa alimentación ideal torres 3 y 4. .................................................. 80

Ilustración 15. Flujos de caja. .................................................................................... 105

Ilustración 16. VAN. .................................................................................................. 105

Ilustración 17. Vías de producción de ácido acético. ................................................. 107

Ilustración 18. Capacidad de producción mundial de ácido acético. ......................... 108

Ilustración 19. Consumo mundial de ácido acético.................................................... 108

Ilustración 20. Producción acético ruta acetaldehído. ............................................... 109

Ilustración 21. Planta obtención ácido acético vía oxidación butano-nafta. ............... 110

Ilustración 22.Planta de producción de ácido acético (proceso BASF). ..................... 115

Ilustración 23. Proceso de producción de ácido acético (proceso Monsanto)............ 116

Ilustración 24. Proceso Monsanto ............................................................................. 117

Ilustración 25. Proceso de producción ácido acético vía CATIVA. ............................ 119

Ilustración 26. Proceso CATIVA 1. ............................................................................ 120

Ilustración 27. Proceso CATIVA 2. ............................................................................ 121

Ilustración 28. Producción CATIVA 3. ....................................................................... 122

Ilustración 29. Condiciones de operación proceso CATIVA. ..................................... 124

Ilustración 30. Condiciones de operación y resultados de experiencias recogidas en la

patente...................................................................................................................... 125

Ilustración 31. Productos obtenidos a partir de etanol. .............................................. 126

Ilustración 32. Procesos industriales para obtención de etanol. ................................ 127

Ilustración 33. Proceso de síntesis de etanol vía ácido sulfúrico. .............................. 129

Ilustración 34. Síntesis de etanol por hidrogenación directa. ..................................... 130

Ilustración 35. Proceso de destilación etanol anhídro. .............................................. 133

Ilustración 36. Proceso de pervaporación. ................................................................ 135

Ilustración 37. Pasos del ciclo de funcionamiento PSA. ............................................ 140

Ilustración 38. Coste porcentual de unidades............................................................ 149

Índices de tablas. Tabla 1. Equipos de área de reformado ...................................................................... 11

Tabla 2. Equipos área producción ácido acético. ........................................................ 19

Tabla 3. Composición corriente salida reactor ácido acético. ...................................... 21

Tabla 4. Equipos área producción de etanol. .............................................................. 24

Tabla 5. Resultado balance materia ............................................................................ 34

Tabla 6. Especificaciones reactor de reformado. ........................................................ 35

Tabla 7. Especificación compresores área de reformado. ........................................... 36

Tabla 8. Especificaciones Flash 2. .............................................................................. 37

Tabla 9. Especificaciones Flash 3. .............................................................................. 37

Tabla 10. Especificaciones Flash 4. ............................................................................ 37

Tabla 11. Especificaciones intercambiadores área de reformado. .............................. 38

Tabla 12. Especificación bomba área reformado. ....................................................... 39

Tabla 13. Distribución másica de compuestos a la salida reactor de ácido acético. .... 39


Tabla 15. Especificaciones torres destilacaión 1 y 2. .................................................. 42

Tabla 16. Especificaciones de intercambiadores área producción de ácido acético. ... 43

Tabla 17. Especificaciones de bombas área de producción de ácido acético. ............ 43

Tabla 18. Especificación caldera 1. ............................................................................. 44

Tabla 19. Especificaciones reactor de etanol. ............................................................. 45



Tabla 22. Especificaciones torres platos área etanol .................................................. 47

Tabla 23. Especificaciones compresores área etanol. ................................................ 47

Tabla 24. Especificaciones intercambiadores área etanol. .......................................... 48

Tabla 25. Especificación bomba área producción etanol. ........................................... 48

Tabla 26. Resumen métodos termodinámicos ............................................................ 51

Tabla 27. Tabla resumen de red de intercambiadores. ............................................... 58

Tabla 28. Resultado corrientes principales del área de reformado .............................. 64

Tabla 29. Resultado corrientes principales área de producción de ácido acético. ....... 67

Tabla 30. Resultado corrientes principales área de producción de etanol. .................. 68

Tabla 31. Tabla resultados principales. ....................................................................... 69

Tabla 32. Resultado reactor de reformado. ................................................................. 69

Tabla 33. Resultado de corrientes entrada y salida del reformador ............................. 70

Tabla 34. Resultado compresores área de reformado. ............................................... 70

Tabla 35. Resultado Flash 2. ...................................................................................... 71



Tabla 38. Resultado balance global de los separadores Flash 2, 3 y 4 ....................... 72

Tabla 39. Resultados intercambiadores área reformado. ............................................ 72

Tabla 40. Resultado bomba área de reformado .......................................................... 73

Tabla 41. Resultados reactor ácido acético ................................................................ 73

Tabla 42. Balance reactor ácido acético ..................................................................... 73

Tabla 43. Resultados Flash 1. .................................................................................... 74

Tabla 44. Resultado absorbedor. ................................................................................ 74

Tabla 45. Resultado torres 1 y 2. ................................................................................ 75

Tabla 46. Resultados balance de materia torres 1 y 2. ............................................... 76

Tabla 47. Resultados intercambiadores área producción de ácido acético ................. 76

Tabla 48. Resultado bombas área ácido acético. ........................................................ 77

Tabla 49. Resultado turbina área producción de ácido acético. .................................. 77

Tabla 50. Resultado caldera 1. ................................................................................... 77



Tabla 53. Resultado torres 3 y 4. ................................................................................ 79

Tabla 54. Resultados balance materia torres 3 y 4. .................................................... 80

Tabla 55. Resultados compresores área producción etanol. ....................................... 81

Tabla 56. Resultados intercambiadores área etanol. .................................................. 81

Tabla 57. Resultado bomba área producción de etanol. ............................................. 82

Tabla 58. Resultados caldera 2................................................................................... 83

Tabla 59. Coste de mano de obra ............................................................................... 90

Tabla 60. Balance económico de corrientes de entrada y salidas de planta ............... 90

Tabla 61. Tabla de precios.......................................................................................... 91

Tabla 62. Diseño de equipos flash .............................................................................. 96

Tabla 63. Diseño de torres. ......................................................................................... 97

Tabla 64. Diseño de reactores. ................................................................................... 97

Tabla 65. Índice de inflación. .................................................................................... 103

Tabla 66. Tabla resumen costes. .............................................................................. 103

Tabla 67. Análisis flujo de cajas. ............................................................................... 104

Tabla 68. Coste de Intercambiadores de calor .......................................................... 142

Tabla 69. Coste de recipientes a presión .................................................................. 143

Tabla 70. Coste de calderas ..................................................................................... 144

Tabla 71. Coste de compresores .............................................................................. 145

Tabla 72. Coste de turbina ........................................................................................ 146

Tabla 73. Coste de bombas ...................................................................................... 146

Tabla 74. Coste de unidades de proceso .................................................................. 147

Tabla 75. Coste porcentual de los equipos ............................................................... 148

Tabla 76. Coste energía eléctrica ............................................................................. 148

P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.

1

1. Objetivo, Alcance y Metodología.

1.1 Objetivo.

El objetivo de este proyecto es simular el proceso de obtención de etanol a partir

de ácido acético y evaluar dicho proceso económicamente mediante un análisis de

flujos de caja para estudiar su viabilidad a día de hoy. La planta consta de tres áreas

diferentes:

- Área de producción de ácido acético [10].

- Área de producción de etanol [11].

- Área de reformado autotérmico de gas natural (ATR) [4].

La planta diseñada tiene como fin la obtención de etanol como anteriormente se ha

mencionado. El diagrama de flujo es el siguiente:

Ilustración 1. Diagrama de bloques de la planta

En esta figura se observan las corrientes de entrada a la planta y los productos que

se obtienen en las distintas áreas que componen la misma. Como puede verse, para la

obtención del producto final (etanol) las materias primas utilizadas son cuatro:

- Agua.

- O2.

- Gas natural (GN).

- Metanol.

Las reacciones principales que se llevan a cabo en el proceso distinguidas por

área de actividad son:


2

- Reacciones de reformado autotérmico [4]:

CH + H O ↔ CO + 3H

CO + H O ↔ CO + H

CH + O → CO + H O

- Reacción para la formación de ácido acético [10]:

CH OH + CO → CH COOH

- Reacción para la producción de etanol [11]:

CH COOH + 2H → CH CH OH + H O

La reacción global que incluye a las tres áreas de proceso es:

CH +12

O + CH OH ↔ CH CH OH + H O

La estructura seguida para el desarrollo de este documento es la siguiente:

1) Descripción global del proceso y descripción de cada área.

2) Modelado del proceso y resultados obtenidos.

3) Cálculos económicos.

4) Resumen y conclusiones.

5) Serie de anexos con un resumen del estado del arte de las tecnologías para

obtención de los distintos compuestos.


3

1.2 Alcance del proyecto.

Se abarcarán los siguientes puntos:

1) Simulación del proceso.

2) Análisis económico de la rentabilidad de dicho proceso.

Con las siguientes peculiaridades:

- No se considera el tratamiento de residuos generados en el proceso.

- Autoabastecimiento energético. Se asumirá que la demanda de electricidad

necesaria para satisfacer la planta una vez explotada la capacidad de

generación a partir del vapor generado en el proceso se compra de la red.

- Se han usado datos de patentes para el modelado de los distintos procesos

que se tienen en la planta, concretamente para los reactores de etanol y

ácido acético y el tren de separación de la planta de ácido acético.

1.3 Metodología.

Para la realización de este PFC se usará el simulador comercial Aspen Plus

versión 2006.5. Con dicha herramienta se calcularán los balances de materia y se

comprobará si se cumplen las hipótesis de cálculo previstas. Posteriormente se

realizarán la integración energética de la planta y el diseño de los sistemas de

generación eléctrica y de vapor. Por último se realizará un análisis de flujo de caja

para estudiar la viabilidad económica del proceso.

A continuación se realizará una descripción más detallada de la planta a

simular así como del proceso de modelado, la integración de la planta, los cálculos

económicos realizados y las conclusiones.

El contenido estructurado por capítulos de este proyecto es el siguiente:

- Capitulo 1: Introducción

- Capítulo 2: Descripción global del proceso. En dicho capítulo se describirá

el proceso de manera global y cada parte de la planta por separado.

- Capítulo 3: Simulación del proceso. En este capítulo se mostrará la

metodología seguida para el simulado del proceso y los resultados

obtenidos.


4

- Capítulo 4: Análisis económico. En este apartado se presentará el análisis

económico que se ha llevado a cabo para conocer la viabilidad económica

del proyecto.

- Capítulo 5: Conclusiones.

- Anexos.


5

2. Descripción del proceso global.

La planta diseñada tiene como fin la obtención de etanol a partir de metanol y gas

natural principalmente. El diagrama de flujo es el siguiente:

Ilustración 2. Diagrama de flujo de la planta

Como se observa en la figura, el proceso global lo conforman tres plantas

interconectadas entre sí, diferenciadas por colores:

- Rojo: Área de reformado.

- Verde: Área de producción de ácido acético.

- Azul: Área de producción de etanol.

A continuación se realizará una descripción del proceso global distinguiendo las

tres áreas que lo componen:

1) Área de reformado (rojo) [4].

Este proceso tiene como fin la obtención de CO y H2, dos compuestos que

serán utilizados como reactivos en las otras dos áreas de proceso.

Concretamente, el CO se empleará en la producción de ácido acético y el H2 en


6

la producción de etanol. Al proceso entran tres corrientes principales que están

formadas por vapor de agua, gas natural y oxígeno y son llevadas a una etapa

de compresión para que las corrientes se sitúen a la presión requerida en el

reformador .Posteriormente la corriente de oxígeno se introduce directamente

al reformador mientras que las otras dos se mezclan en una única corriente

que se precalienta para llegar a la temperatura óptima de entrada al reactor,

donde se producen CO, CO2 y el H2. A continuación se separa la corriente

producto del reformador en tres corrientes: corriente de CO, corriente de CO2

que se envía parte de vuelta al reformador para ajustar la relación H2/CO y otra

de H2. La corriente de CO es llevada a una etapa de compresión para situarla a

la presión necesaria para la entrada en el área de producción de ácido acético.

2) Área de producción de ácido acético (verde).

Esta área tiene como fin la obtención del ácido acético mediante el proceso

CATIVA [10] de la empresa BP para usarlo posteriormente en la producción de

etanol. Para ello se alimenta metanol a un absorbedor al que llega también una

corriente de gases ligeros productos de la reacción de formación de ácido

acético. Posteriormente el metanol y el CO proveniente de la planta de

reformado se alimentan al reactor de ácido acético. Después la corriente

producto del reactor de ácido acético se lleva a un proceso de destilación por el

que por fondo de la columna se obtiene el ácido acético que se alimenta al

reactor de producción de etanol junto al hidrógeno producido en el reformador.

3) Área de producción de etanol (azul) [4].

Es el último área que conforma la planta. En ella se obtiene etanol por

hidrogenación directa del ácido acético. La corriente producto del reactor es

llevada a una zona de separación por la que se consigue separar por un lado el

H2, que se recircula al reactor, y por otro lado una corriente líquida que es

llevada a dos torres de destilación para recuperar de ellas el ácido acético no

reaccionado y recircularlo al reactor. El destilado de estas torres está formado

por agua y etanol y se lleva a una unidad de separación formada por un tamiz

molecular [19,20] para que se retire el agua que contiene la corriente de

destilado y obtener así el etanol.

Las corrientes de entrada al proceso se considerarán fuera de los límites de

batería del proceso y por lo tanto quedan fuera del alcance del presente PFC, salvo en

el análisis económico, ya que se contabilizará el coste de las mismas. Una vez que se


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realice la integración energética de la planta se calcularán los servicios de vapor y de

electricidad necesarios para satisfacer las necesidades de la misma.

Si se analizan los costes de producción de ácido acético, el mayor es la partida

destinada al CO que representa el 90% del coste total de las materias primas [9]. Por lo

tanto, será también un coste importante en el caso de la producción de etanol a partir

de dicho compuesto. Existen dos alternativas:

1) Estudiar la ubicación de este tipo de plantas. Se debe tener asegurado el

suministro de CO a un precio lo más bajo posible. Lo que se busca actualmente

es la colocación de este tipo de plantas lo más cerca posible de una planta de

producción de CO para abaratar los costes.

2) Colocar una planta para producir gas de síntesis que nos proporcione una

relación en el gas producido de H2/CO=2. Existen 4 formas de obtener gas de

síntesis [4,9]: - Reformado con vapor catalítico (Steam Reforming): genera un gas de

síntesis con una relación H2/CO cercana a 3, con lo que se descarta dicha

ruta.

- Oxidación parcial: se produce a partir de una combustión parcial del gas

natural y se genera un gas de síntesis con una relación H2/CO baja, pero se

requiere una fuente de oxígeno cercana.

- Reformado autotérmico: este proceso es una mezcla de los dos

anteriores, se consume parte del gas natural en producir el calor necesario

para el reformado catalítico. Esta es la opción más elegida para plantas

grandes.

- Gasificación: igual que el proceso de oxidación parcial, pero la

alimentación puede ser más variada, incluyendo la biomasa.

Al final, para ver la opción más adecuada hay que contemplar las ventajas e

inconvenientes de cada una, incluyendo los inputs necesarios para su mantenimiento y

su operación. Esto de discutirá en el punto siguiente.


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2.1. Área de producción de gas de síntesis.

En el área de producción de gas síntesis [4], como anteriormente se ha

mencionado, se generan los reactivos necesarios para el resto del proceso, el CO y el

H2. En las otras dos áreas de proceso se consumen la totalidad de reactivos

producidos en ésta, consumiéndose el CO por completo en el área de ácido acético y

el H2 en el área de producción de etanol. Ambas plantas necesitan un gran caudal de

ambos reactivos y por ese motivo se ha optado por simular un área independiente

donde obtenerlos. Dentro de las posibles plantas químicas que pueden dar como

productos los dos compuestos anteriores se ha optado por un proceso de reformado

autotérmico debido a dos razones fundamentales:

1) Es apropiado para la producción de gas de síntesis a gran escala.

2) Mediante recirculación de CO2 en el proceso, se puede ajustar la corriente

producto a la estequiometria global de la planta, que es de H2/CO=2:1 según la

reacción de formación del ácido acético y la reacción de hidrogenación de éste

a etanol.

El reformador debe trabajar a 30 bares para su correcto funcionamiento.

Las sustancias que están presentes para la formación de ácido acético en este

área son:

Compuesto Fórmula

Agua H O

Metano CH

Oxígeno O

Dióxido de carbono CO

Monóxido de carbono CO

Hidrógeno H

A continuación aparece un esquema simplificado del área de reformado dónde se

han indicado las corrientes más importantes junto con los equipos principales que la

conforman:


9

Ilustración 3. Esquema área de reformado.


10

Los equipos que forman parte de esta área son los siguientes:

Equipos área reformado

Equipo Tipo Función

Compresor 1 Compresor Impulsar GN

Compresor 2 Compresor Impulsar O2





Compresor 8A Compresor Impulsión a PSA

Compresor 8B Compresor Impulsión a PSA

Compresor 8C Compresor Impulsión a PSA

Compresor 9A Compresor Impulsión a PSA

Compresor 9B Compresor Impulsión a PSA

Compresor 10 Compresor Impulsión a PSA

Compresor 12 Compresor Impulsión a Conjunto Flash

Bomba 3 Bomba Impulsar agua

Flash2 Flash Recuperación de volátiles



Reformador Reactor Producción gas de síntesis

INTER A/B 6 Intercambiador Refrigeración intermedia de etapa de compresión




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INTER A/B 13 Intercambiador Precalentador al reactor


INTER A/B 15 Intercambiador Refrigeración antes de pasar a FLASH 2

INTER A/B 19 Intercambiador Refrigeración antes de pasar a PSA



PSA 1 PSA Recuperación de H2

Selexol Selexol Recuperación CO2

Tamiz Tamiz Molecular Separación CO/CO2

Tabla 1. Equipos de área de reformado

2.1.1. Entradas al proceso.

Entran tres corrientes al proceso:

1) Gas Natural

2) O2

3) Agua

Las dos primeras corrientes (corrientes 1 y 3) se comprimen en sus respectivos

trenes de compresión hasta 30 bares, que es la presión de operación del reactor de

ácido acético, componiéndose en la figura por un sólo compresor. El O2 se asume que

proviene de una unidad de separación de aire, unidad ASU [15]. Esta unidad no se

simula en el PFC, pero se tienen datos del coste de la misma y serán tomados en

cuenta a la hora del análisis económico para que se constate el coste asociado a la

producción de O2 [15]. El tren de compresión consta de tres compresores con una

relación de compresión cercana a 3 y tienen dos refrigeraciones intermedias que


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llevan las corrientes a una temperatura de 60 ⁰C para rebajar el consumo eléctrico.

Una vez tenemos las corrientes a la presión requerida, la corriente de agua y gas

natural son llevadas a un intercambiador de calor en contracorriente del cual sale una

corriente a unos 450 ⁰C que intercambia calor con la corriente de salida del

reformador, que se encuentra a 1000 ⁰C. El O2 se inyecta directamente al reformador.

2.1.2. Reacción.

En el reformado autotérmico [4,15] (Auto Thermal Reforming), parte del gas natural

introducido al proceso se quema para aportar la energía necesaria para operar a

1000 ⁰C. En el reformador se producen las reacciones siguientes:

CH + H O ↔ CO + 3H

CO + H O ↔ CO + H

CH + O → CO + H O

Se hace necesario recircular parte del CO2 generado en el proceso para obtener en

el reactor de reformado la cantidad deseada de CO. En este caso, dependiendo de la

cantidad de CO2 que se recircule, se puede ajustar el ratio H2/CO producido, con lo cual

se elimina la conversión de CO para dar H2 produciéndose en este caso la segunda

reacción en el sentido de derecha a izquierda, es decir, reaccionan el CO2 y el H2 para

dar CO. Se pretende obtener del reformador una relación de:

H2 /CO=2

La corriente de salida del reformador está compuesta fundamentalmente por CO2,

CO, H2 y H2O. A partir de este punto comienza el sistema de separación de éste área.

2.1.3. Separación.

El orden en la que se realiza la separación es el siguiente:

1) Eliminación del agua

2) Obtención del H2.

3) Separación CO/CO2

4) Recuperación de parte del CO2.


13

2.1.3.1. Separación del agua.

El primer paso en el sistema de separación es la eliminación del agua presente en

la corriente de salida del reactor. Esto se realiza porque aguas abajo en el proceso se

requerirá que las corrientes se encuentren exentas de agua, antes de introducirse en

la unidad PSA [16]. Para ello, se enfría la corriente producto hasta una temperatura

cercana a los 107⁰C, y se comprime hasta los 40 bares. En estas condiciones se

alimenta al primer separador flash, el Flash 2 (Ilustración 3). Por cabeza de este

separador se obtienen casi todos los ligeros (parte se quedan disueltos en el agua) y

el 75% del agua, mientras que por el fondo se obtiene el 25 % del agua alimentada

con una parte de los ligeros disueltos. La corriente de cabeza del Flash 2 se alimenta a

otro separador, el Flash 4, enfriando antes esta corriente hasta los 0⁰C y operando

este equipo a una presión de 10 bares. En este separador se obtiene una corriente

gaseosa prácticamente exenta de agua. La corriente de cola del Flash 2 es enfriada

hasta los 75 ⁰C y se alimenta al Flash 3, en el que se obtiene una corriente gaseosa

formada por los ligeros que antes se encontraban disueltos en el agua.

Resumiendo, en las corrientes de colas del separador Flash 3 y 4 se obtiene el

agua a eliminar y por cabeza se obtienen los productos gaseosos deseados.

2.1.3.2. Obtención de H2.

Tras pasar por los separadores flash, se introduce la corriente en el equipo PSA

(Pressure Swing Adsorpcion) [16]. Este equipo se encuentra compuesto por dos

unidades de adsorción, y su nombre hace referencia a que la etapa de adsorción se

lleva a cabo a elevada presión. El sistema consta de dos equipos dispuestos en

paralelo y alternativamente uno de ellos funciona como adsorbedor mientras el otro se

encuentra en una etapa de regeneración dónde se recupera el adsorbente. El

adsorbente es una mezcla de zeolitas y carbón activo y es capaz de eliminar todas las

impurezas de la corriente de H2 deseada. De esta manera, se obtiene una corriente

prácticamente de H2 puro, y otra que contiene las impurezas que se producen en las

reacciones. El proceso consta de 4 pasos y se muestran en la siguiente figura de

izquierda a derecha:


14

Ilustración 4. Funcionamiento PSA.

1) Adsorción: El gas se alimenta a una de las unidades de adsorción que se

encuentra presurizada.

2) Despresurización: Con el H2 que aún queda de la primera unidad de adsorción

se comienza a presurizar la segunda unidad, logrando así la despresurización

de la primera hasta igualar las presiones en ambas y se comienza a purgar la

segunda unidad con el H2 introducido. Así se minimiza la pérdida de H2.

3) Purga: Presurizada la segunda unidad, se terminan de purgar las impurezas

retenidas en el adsorbente que contiene la corriente de alimentación abriendo

por el fondo.

4) Represurización: Con parte del H2 recuperado en la primera unidad se

presuriza totalmente la segunda, con lo que queda lista para volver a comenzar

el ciclo.

La etapa de recuperación se lleva a cabo a alta presión. La corriente de gas de

entrada ha de enfriarse hasta unos 40 ⁰C y como se viene de una separación dónde

se ha disminuido la presión de las corrientes para llevar a cabo las separaciones, es

necesario colocar un tren de compresión para llevar la corriente hasta los 30 bares

necesarios. Se obtiene con este método de separación una corriente de H2

prácticamente puro (99,99% de pureza).


15

2.1.3.3. Separación CO/CO2.

Para realizar esta separación, se utiliza un sistema de membranas cerámicas de 4

Å. Para determinar el factor de separación de estas membranas para la mezcla de

gases se utilizará la siguiente fórmula [17]:

α =(D− σ )(D − σ )

∗MM

dónde los parámetros que aparecen en la fórmula son:

D: Diámetro del poro de la membrana

σ : Diámetro cinético del CO

σ : Diámetro cinético del CO2

M : Peso molecular del CO

M : Peso molecular del CO2

El resultado es el siguiente:

α =(4 − 3,59)(4− 3,9) ∗

4428

= 86,36

Se obtiene un valor de α ≥ 15, con lo que sería un método correcto para la

separación de dichos componentes, obteniéndose por cabeza el CO2 y por colas el CO.

Se asume que el diámetro de la molécula de CO2 escogido es aproximado. En la

bibliografía consultada se ha encontrado referencias a tamaños de diámetros cinéticos

distintos, que van de 3,86 Å hasta 4,25 Å. Por lo tanto, se asume un cierto grado de

incertidumbre debido a la inexactitud de los datos encontrados.


16

2.1.3.4. Recuperación de parte del CO2.

Para captar la cantidad necesaria de CO2 se utilizará la unidad SELEXOL [15]. En

la industria existen diversos métodos para poder separar el CO2 de una corriente de

proceso, como son [15]:

- Absorción química.

- Absorción física.

- Adsorción física.

- Membranas.

- Destilación.

De entre las 5 tecnologías más utilizadas, las dos primeras son las que están a la

cabeza en cuanto a su implementación en procesos químicos. En primera tecnología,

el absorbente más utilizado es la amina. Se ha optado en este caso por la

implantación en el proceso de una absorción física, y en este campo es el proceso

SELEXOL el más utilizado. Se ha tomado esta decisión por el hecho de que cuando la

cantidad de CO2 en una corriente de proceso es alta y se encuentra a elevada presión

resulta un proceso más económico frente a una absorción química, ya que en este

segundo caso sería necesario un gran gasto energético en la regeneración del agente

solvente. La presión parcial del CO2 es la clave para usar la absorción física (se

aconseja si la presión parcial de CO2 es mayor a 7 bares). En la absorción física, el

agente absorbente se regenera al provocar una bajada en la presión de la corriente

realizando un stripping, que hace que el CO2 se desorba sin tener que utilizar una

fuente de calor.

La unidad SELEXOL utiliza un sorbente constituido por un 95% de dimetil-éter y de

polietilen glicol, siendo el resto agua. El CO2 que se absorbe en el equipo se recupera

luego en un flash. Tras las etapas de desorción, el absorbente aún contiene entre un

25 y un 35% del CO2 recuperado, y este se devuelve al proceso para continuar la

operación. Se logra recuperar el 99% del CO2 de la corriente de alimentación. Una

alternativa de futuro para dicha tecnología es realizar la desorción en un flash que

operara a vacío, pero esto incrementaría los costes energéticos de impulsión, con lo

que es sólo una cuestión de economía el que pueda llegar a realizarse.

Una vez recuperado el CO2 se recircula al reformador. De la sección de reformado

se consiguen las corrientes necesarias para abastecer el resto del proceso. A

continuación se pasará a describir el proceso de producción de ácido acético.


17

2.2. Área de producción de ácido acético.

Para el diseño de la planta de ácido acético se hará uso de la patente 6.140.535

[10]. Esta patente detalla tres alternativas para la producción de ácido acético

mediante el proceso CATIVA. Aparte, proporciona valores de composición de la

corriente de salida del reactor en función de las condiciones de operación, además de

describir los equipos que son necesarios para el montaje de una planta. Se ha elegido

como base fundamental la tercera alternativa, al ser la que menos equipos necesita

para el fin requerido. Las otras opciones están detalladas en el anexo de vías de

producción de ácido acético. El catalizador de este proceso es el Iridio, que se añade

al proceso como una sal soluble, por ejemplo IrCl3. La concentración de catalizador

debe mantenerse en un margen de 400 a 2000 ppm en el reactor. También se añade

CH3I como co-catalizador. Este compuesto cumple dos funciones: por un lado aumenta

la velocidad de formación de ácido acético y por otro hace que decrezca la formación

de ácido propiónico.

Las sustancias presentes en esta área son:

Compuesto Fórmula

Ácido acético CH COOH

Acetato de metilo CH COOCH

Yoduro de metilo CH I

Agua H O

Ácido propiónico CH CH COOH

Metano CH

Dióxido de carbono CO

Monóxido de carbono CO

Hidrógeno H

Metanol CH OH

El esquema del área de producción de ácido acético es el siguiente:


18

Ilustración 5. Esquema área producción acético.


19

Equipos que forman parte del área de producción de ácido acético.

Equipos área acético


Reactor Acético Reactor Producción de ácido acético

INTER A/B 1 Intercambiador Refrigerar entrada a Flash

INTER A/B 2 Intercambiador Calentar recirculación al reactor

INTER A/B 3 Intercambiador Calentar agua

INTER A/B 4 Intercambiador Calentar recirculación al reactor

INTER A/B 5 Intercambiador Enfriar corriente entrada a absorbedor

INTERCD1_1 Intercambiador Condensador torre 1

INTERCD1_2 Intercambiador Condensador torre 2

INTERRB1_1 Intercambiador Reboiler torre 1

INTERRB1_2 Intercambiador Reboiler torre 2

Flash1 Flash Recuperar catalizador

Absorbedor Absorbedor Recuperar volátiles

Torre Destilación 1 Torre destilación Separar ácido acético

Torre Destilación 2 Torre destilación Separar ácido acético

Caldera 1 Productor de vapor Recuperar calor de volátiles

Turbina 1 Turbina Generar potencia con vapor producido

Bomba 1 Bomba líquido Impulsar corriente a reactor

Bomba 2 Bomba líquido Impulsar corriente a reactor

Bomba 4 Bomba líquido Impulsa refrigeración reactor

Bomba 5 Bomba líquido Impulsa agua a caldera

Bomba 8 Bomba líquido Impulsa acético a área etanol

Tabla 2. Equipos área producción ácido acético.


20

2.2.1. Entradas a la planta.

Son tres corrientes las que entran en dicha área:

1) CO.

2) Metanol.

3) Reposición de agua.

La corriente de CO (corriente 19) proviene del área de reformado y se alimenta al

reactor de producción de ácido acético mientras que la corriente de metanol (corriente

33) es alimentada al absorbedor para recuperar parte de los ligeros producidos en la

etapa de reacción. La corriente de reposición (corriente 24) viene a cubrir la pérdida de

co-catalizador y de agua que se produce en la etapa de recuperación de este área.

2.2.2. Reacción.

En el reactor de producción de ácido acético la reacción principal que se produce

es:


entrando en una relación los reactivos de 1:1.

Las condiciones a las que se llevará a cabo la reacción son [10]:

- Presión: 29,9 bares

- Temperatura : 189 ⁰C

En estas condiciones se tienen las siguientes conversiones y selectividades [10]:

- Conversión: 99,3%

- Selectividad respecto al metanol: 100 %

- Selectividad respecto al CO: 98,6 %

- Relación de entrada de reactivos: 1,014

En el reactor aparte de la reacción principal se dan una serie de reacciones

secundarias que no se exponen en la patente. El dato del cual si se dispone es la

composición en peso de la corriente de salida y las velocidades de formación de los

compuestos ligeros. Respecto a las velocidades de reacción se tienen los siguientes

[10]:


21

r =0,096 mol

l ∗ h

r =0,16 mol

l ∗ h

r =0,16 mol

l ∗ h

τ = 1,2 hora

En cuanto a la composición de la corriente líquida se tiene esta tabla y será

utilizada luego en el balance de materia de éste área [10]:

Compuesto Porcentaje en peso (%) CH COOH 76,3

CH COOCH 14,3 H O 7,3 CH I 2,1

CH CH COOH 397 ppm

Tabla 3. Composición corriente salida reactor ácido acético.

2.2.3. Zona de separación y recuperación.

La zona de separación está formada primeramente por un separador flash el cuál

se utiliza para recuperar el catalizador líquido y llevarlo de vuelta al reactor [10].

Posteriormente se ha colocado una torre de destilación en la que se consigue el

producto dentro de las especificaciones deseadas por la corriente de cola de la torre.

La corriente de destilados se obtiene en forma gaseosa ya que contiene los

incondensables formados en el proceso. Éstos son recuperados en el absorbedor,

donde son alimentados por el fondo de la columna, encontrándose en contracorriente

con el metanol que se introduce por la primera etapa de dicho equipo. No se consigue

la recuperación del 100% de los incondesables, por tanto los no recuperados son

enviados a una caldera productora de vapor para recuperar parte de la energía de la

corriente y no lanzar gases nocivos a la atmósfera. Este equipo (el absorbedor) es la

novedad que difiere del proceso original planteando en la patente usada como base

para la simulación.


22

2.3. Área de producción de etanol.

Para la descripción de este proceso se utilizará una patente publicada el 4 de

Enero de 2011. Es la patente número 7.863.489 B2 [11]. Nace de la necesidad de

conseguir producir etanol a partir de ácido acético de forma económicamente viable.

Las fluctuaciones que actualmente están teniendo los precios del barril de petróleo, el

gas natural y los cereales hace que el precio del etanol en el mercado también esté

aumentando su fluctuación, haciendo más necesario si cabe la búsqueda de rutas

alternativas que hagan más rentable la producción de etanol cuando los precios de las

materias primas mencionadas anteriormente aumente.

Hasta la fecha, muchos investigadores han buscado la forma de obtener etanol a

partir de ácido acético sin lograr obtener un resultado satisfactorio, ya que no se ha

logrado una selectividad a etanol adecuada, debido a que en los procesos

desarrollados hasta la fecha se producían gran cantidad de subproductos indeseados.

Ahora se ha encontrado un catalizador que permite realizar la hidrogenación del ácido

acético con una alta conversión y selectividad a etanol. Este catalizador está formado

por platino y estaño.

Las sustancias presentes en esta área son:

Compuesto Fórmula

Ácido acético CH COOH

Agua H O

Ácido propiónico CH CH COOH

Hidrógeno H

Etanol CH CH OH

El esquema de la planta de etanol es el siguiente:


23

Ilustración 6. Esquema área producción etanol.


24

. Los equipos que conforman éste área son:

Equipos área etanol


Reactor de etanol Reactor Producir etanol

INT_REACTOR Intercambiador Calentar reactor

INTER 16 A/B Intercambiador Enfriar salida reactor

Flash 5 Flash Recuperación H2

Flash 6 Flash Recuperación de H2

DEPÓSITO DEPÓSITO Recuperación de H2

Compresor 11 Compresor Recircular H2

INTER 17 A/B Intercambiador Enfriar salida flash

Compresor 14 Compresor Recircular H2

Torre destilación 3 Torre destilación Recuperación etanol

Torre destilación 4 Torre destilación Recuperación etanol

INTERCD_3 Condensador Condensador torre 3

INTERCD_4 Condensador Condensador torre 4

INTERB_3 Reboiler Reboiler torre 3

INTERB_4 Reboiler Reboiler torre 4

Separador etanol Separador Separar producto

Purga Purga Purgar H2

INTER 18 A/B Intercambiador Calentar recirculación

Bomba 6 Bomba Bomba reciclo a reactor Tabla 4. Equipos área producción de etanol.


25

2.3.1 Entradas a la planta.

En este caso, se tienen dos entradas al proceso, H2 (corriente 16) y ácido acético

(corriente 31). La primera de ellas proviene del área de gas de síntesis una vez es

separado del resto de compuesto gaseosos que allí se originan. La corriente de ácido

acético proviene del área de producción de este ácido, concretamente de las

corrientes de cola de las torres de destilación. Ambas corrientes se acondicionan a la

presión de entrada del reactor de etanol antes de ser introducidas en el mismo.

2.3.2. Zona de reacción.

El reactor de este proceso puede tener distintas configuraciones. Se puede utilizar

un reactor donde el catalizador se disponga en un lecho fijo adiabático o un

intercambiador de carcasa y tubo. El catalizador utilizado es una mezcla de platino y

estaño, aunque se puede añadir a esta mezcla un tercer metal, como puede ser el

caso del cobre, el paladio, el rutenio, el vanadio, el zinc, o una mezcla de alguno de los

anteriores, según el precio que tenga cada uno en el mercado a la hora de llevar a

cabo la instalación del mismo. La variación de peso entre el platino y el estaño puede

ir de 0.1 a 2, aunque el ratio de pesos recomendado es de 1 entre ambos metales. El

soporte más común para el catalizador es la sílica, aunque también podrían ser

zeolitas o carbón. Se necesita que se tenga un soporte para el catalizador de al menos

500 m2/gr.

Dependiendo de las condiciones del proceso y del catalizador utilizado, así de

cómo se prepare el catalizador, los resultados de conversión y selectividad pueden

variar. Para este proyecto, se ha considerado [11]:

- Velocidad espacial: 2500 h-1

- Temperatura: 250 ºC

- Reacción fase gas

- Proporción H2/Acético: 8,5:1

- Márgenes propuestos en la patente:

o Máximo: 20:1

o Mínimo: 5:1

- Presión: 22 bares

- Catalizador: Ratio platino/ estaño: 1. Soporte: silicato cálcico.

- Conversión obtenida: 70%


26

- Selectividad a etanol: 99%

2.3.3. Zona de Separación.

Este punto no está descrito en la patente, que se centra exclusivamente en el

diseño del proceso de reacción.

Existen dos zonas claramente diferenciadas en la zona de separación de esta

planta:

- Zona de separación del H2 para que sea recirculado al reactor.

- Zona de separación del producto final.

2.3.3.1. Zona de separación del H2.

Esta zona se ha diseñado para recuperar el H2 no reaccionado en el reactor, dónde

se alimenta este reactivo en un exceso que según las condiciones expuestas en la

patente debe ser de entre 20 a 5:1 en relación al ácido acético [11]. Esto nos lleva a

implantar un tren de separación para recuperar dicho componente que está formado

por una serie de separadores flash y un depósito separador de gotas [15]. La

secuencia de separación es la siguiente:

Tras salir del reactor, la corriente se enfría en un intercambiador hasta 25 ⁰C,

manteniendo la presión. Tras esto, la corriente se lleva al Flash 5 por el que se obtiene

por cabeza más del 99% del H2. Esta corriente es llevada a un depósito separador de

gotas dónde se elimina el agua y los líquidos orgánicos que aún arrastra purgándolos

por fondo. La cola del Flash 5 es llevada al Flash 6, dónde se recupera parte de los

ligeros disueltos en al corriente, trabajando para ello a una menor presión. Una vez

que se tiene H2 puro, hay que llevarlo nuevamente a la presión del reactor con lo que

se ha colocado un tren de compresión.


27

2.3.3.2. Zona de separación del producto final

En este apartado a su vez hay que distinguir dos zonas distintas:

- Zona de separación de impurezas.

- Zona de separación etanol-agua.

a. Zona separación impurezas

Una vez se tiene ya la corriente líquida hay que separar las impurezas, como son

el ácido acético no reaccionado y el ácido propiónico. Para conseguir separar dichos

compuestos, se han utilizado dos columnas de destilación idénticas, en las que por

cabeza se obtiene la corriente producto y por las colas todas las impurezas, que son

recirculadas al proceso tras una purga previa en la que se desecha el 5% del volumen

de la corriente para que no se acumulen en el sistema productos como el ácido

propiónico.

b. Zona de separación etanol-agua [5,15,19,20]

El etanol y el agua forman un azeótropo al 95,45 % en peso, lo cual hace imposible

lograr un mayor grado de pureza en una única columna de destilación. Se hace

indispensable el uso de otra técnica diferente a la destilación para lograr sobrepasar el

azeótropo. Actualmente en la industria son tres los métodos más utilizados para este

fin que serán explicados en el Anexo III.

2.3.3.3. Elección del método a utilizar en la separación.

En el anexo III se exponen las ventajas e inconvenientes de distintas técnicas de

separación. Tras haberse sopesado las ventajas e inconvenientes de las tres técnicas

de separación descritas, se opta por usar tamices moleculares [5,20] debido a:

- Menor consumo energético. De las tres, es la que tiene un menor coste de

operación, que hoy día es un parámetro importante debido al precio de la

energía.

- Se evita tener que usar un agente adicional en la separación, con lo que se

obtiene un producto más limpio.

Hoy día, el coste de inversión de las tres opciones es bastante similar.


28

2.4. Balance de materia global.

A continuación aparece el balance de la planta estimado en un principio para el

cálculo de las corrientes de la planta.

2.4.1 Balance global.

La estequiometria global que se da en el proceso es:

CH +12

O + CH OH ↔ CH CH OH + H O

La planta se diseña para conseguir un caudal de etanol de 404.500 t/año. Si se

pasa este caudal másico a caudal molar en kmol/h se obtiene:

404.500 t/año de etanol=404.500/(24*350*46.06)*1000=1.045,46 kmol/h

Una vez se tienen estos caudales, se puede estimar los caudales en cada parte de

la planta. Como se tiene el caudal de producto deseado, se puede comenzar desde

ese punto hacia atrás en la estimación de las corrientes.

2.4.2. Balance del área de producción de etanol.

La reacción que se da en esta área es:

CH COOH + 2H → CH CH OH + H O

A parte también se sabe que:

- Conversión obtenida: 70%.

- Selectividad a etanol: 99 %.

Esto nos lleva a tener que recircular parte de los reactivos. A estas alturas del

proyecto, se supondrá que se consigue separar de manera ideal los distintos

compuestos. Así, la corriente de salida del reactor es:


29

Ilustración 7. Esquema recirculación reactor etanol.

Por lo tanto, para calcular la corriente de entrada se utiliza un volumen de control

que englobe la recirculación de reactivos:

1045,46/0,99=1056,6 kmol/h de ácido acético

1045,46/0,99*2=2112,2 kmol/h de H2

2.4.3. Balance de área de producción de ácido acético.

La reacción química principal es en este caso:

Del área anterior se tiene el caudal de ácido acético para el área de reformado.

Con los datos de conversión se obtienen los caudales de los compuestos que

intervienen en dicha área:

- Conversión: 99,3%

- Selectividad respecto al metanol: 100 %

- Selectividad respecto al CO: 98,6 %

- Relación de entrada de reactivos: 1,014

Así el caudal de CO necesario es de:

1056,6/(0,986*0,993)=1079,15 kmol/h de CO


30

y el de metanol:

1056,6/0,993=1064 kmol/h de metanol

En el reactor aparte de la reacción principal se dan una serie de reacciones

secundarias que no se exponen en la patente. El dato del cual sí se dispone es la

composición en peso de la corriente de salida y las velocidades de formación de los

compuestos ligeros. Respecto a las velocidades de reacción se tienen los siguientes

[10]:

r =0,096 mol

l ∗ h

r =0,16 mol

l ∗ h

r =0,16 mol

l ∗ h

τ = 1,2 horas

En cuanto a la composición de la corriente líquida, como se mencionó en la tabla 3

se tienen que en base al porcentaje de salida del ácido acético se puede calcular la

masa total que sale del reactor:

1.056,6*60/0,763= 83.088 kg/h total

De la masa total que sale del reactor, se calcula la cantidad de cada compuesto

que sale:

83.088 kg/h*0,143=11.881 kg/h CH3COOCH3

83.088 kg/h*0,073=6.065,424 kg/h H2O

83.088 kg/h*0,021=1.744,848 kg/h CH3I

Estos compuestos son los que se vuelven a recircular al reactor para que la

reacción transcurra a la velocidad adecuada.

La cantidad de catalizador y promotor añadidas no se calcularán al haberse

obviado en la simulación debido a la imposibilidad de tratarlos con el simulador Aspen


31

Plus ya que no se cuenta con datos de esas sustancias en las bases de datos que

toma como referencia al tratarse de sustancias patentadas.

Se asume que el reactor se comporta como un mezcla perfecta:

V = Q ∗ τ

El caudal de líquido que pasa a través del reactor es:

Q(l)=mmetanol*ρmetanol+QREC

Q(l)= 1064*32*1/0,7918+QREC=43.000+QREC

Con esto se podría calcular la cantidad de ligeros formada:

m =0,096 mol

l ∗ h∗ τ ∗ (43.000 + Q ) ∗

16 g1 mol

∗1 kg

1000 g= 0,0018432 ∗ (43000 + Q )

m =0,16 mol

l ∗ h∗ τ ∗ (43.000 + Q ) ∗

44 g1 mol

∗1 kg

1000 g= 0,008448 ∗ (43000 + Q )

m =0,16 mol

l ∗ h∗ τ ∗ (43.000 + Q ) ∗

2 g1 mol

∗1 kg

1000 g= 0,000384 ∗ (43000 + Q )

mT (kg)=0,01067*(43.000+ QREC)

El balance quedaría como:

mCO + mMetanol+0,95*QREC = mT+ mSalida reactor

33.670+32.735,5+0,95*QREC=0,01067*(43.000+ QREC)+82.742

QREC =17880 l/h=17,88 m3/h

Señalar que el caudal de recirculación es estimativo, debido a que se basa en la

densidad del metanol y se ha supuesto un valor medio entre la variación que puede

tener dentro de las distintas condiciones de operación.

A partir de haber obtenido el caudal de recirculación, la masa de cada compuesto

ligero formado es:


32

m = 112,21 kgh

m = 514,34 kgh

m = 23,37 kgh

El volumen del reactor es:

V= (17,88+43)*1,2=73 m3

La cantidad de ácido propiónico formado es:

397 ppm = 397 mg

l

397 mg

l∗ 73 ∗

100010

= 28,98 kgh


33

2.4.4. Balance del área de reformado.

Las reacciones que se dan en este caso son las siguientes:

CH + H O ↔ CO + 3H

CO + H O ↔ CO + H

CH + O → CO + H O

Para resolver este balance, se dejará de lado la tercera ecuación debido a que sólo

se introduce para cumplir el balance de energía del reactor de manera que opere de

manera adiabática. Sí tiene efecto, debido a que el CO2 y el CH4 obtenidos serán en

realidad distintos al calculado aquí pero a efectos de un cálculo simplificado no se

tomará en cuenta. De forma aproximada, la reacción global que se obtiene es la

siguiente:

CH + CO → 2CO + 4H

Por lo tanto, si se quiere obtener 1079,15 kmol/h de CO, se obtiene:

1079,15*2 = 2.158,3 kmol/h de H2

A partir del consumo de O2 estimado al principio en la reacción global se puede

obtener el caudal molar de CO2 y de CH4 de exceso estimado, siendo estos caudales de

522,74 kmol/h, es decir:

CH4= 522,74 kmol/h+1079,15 kmol/h=1601,89 kmol/h

CO2= 522,74 kmol/h

A continuación aparece un esquema global simplificado de toda la planta y una

tabla resumen con las corrientes principales calculadas en este apartado:


34

Ilustración 8. Esquema simplificado de la planta.

La tabla de resultados que se obtiene es la siguiente en kmol/h:

Compuestos 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

Metanol 0 0 0 0 0 1064 0 0 0 0 0 0

Acético 0 0 0 0 0 0 1056,6 1056,6 0 0 0 0

Acetato 0 0 0 0 0 0 160,56 160,56 0 160,56 0 0

Agua 0 0 0 0 0 0 337 337 0 337 0 1045,46

Metano 1601,9 0 0 0 0 0 0 7 0 0 7 0

CO 0 0 0 0 1079,2 0 0 0 0 0 0 0

CO2 0 0 522,74 0 0 0 11,68 11,68 0 0 11,68 0

H2 0 0 0 2158,3 0 0 11,68 7000 7000 0 11,68 0

O2 0 522,7 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

Etanol 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 1046,46

Tabla 5. Resultado balance materia

PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.

35

3. Simulación del proceso.

En este punto se desarrollará todo lo relacionado con la simulación realizada en el

proyecto, en lo referido a especificaciones de los equipos para lograr realizar la misma,

resultados obtenidos tanto en los equipos simulados y al balance de materia de las

corrientes. Por otro lado se tratará el método de termodinámico, la secuencia de

convergencia de la planta y la integración energética de la misma.

3.1 Modelado.

A continuación se distinguirán entre los distintos equipos que forman cada área de

producción del PFC.

3.1.1 Área de gas de síntesis.

Está formada por los siguientes equipos:

- Reactor

En este caso se coloca un reactor tipo Gibbs [18]. En este caso hay que especificar

los posibles productos que se van a obtener de las reacciones que se den dentro del

mismo. Así, las especificaciones del reactor son:

Especificaciones

Presión (bar) 30

Temperatura (ºC) 1000

Fase vapor Incluida Posibles productos del equilibrio de la reacción O2, H2, CO2, CO y H2O

Cálculo realizados Equilibrio químico y equilibrio de fases a

en las condiciones dadas

Tabla 6. Especificaciones reactor de reformado.


36

- Compresores:

Las especificaciones que se han impuesto para simular este tipo de equipos son

[18]:

o Compresores isentrópicos.

o Relación de compresión próxima a 3.

o Cuando la potencia supera al límite superior de la correlación para el coste de

estos equipos, se dividen las corrientes para dividir así la potencia necesaria para la

impulsión de dicha corriente.

o La temperatura máxima de entrada es de 60 ⁰C. Para ello, se coloca una red

de intercambiadores que se detallará en el apartado correspondiente a ese tipo de

equipos.

Las especificaciones de presión de salida de cada compresor colocado en esta

área serán:

Equipo Proceso Relación compresión Presión salida(bar)

Compresor 1 Área de reformado 3 3

Compresor 2 Área de reformado 3,33 30





Compresor 8A Área de reformado 6 6

Compresor 8B Área de reformado 6 6

Compresor 9A Área de reformado 3 18

Compresor 9B Área de reformado 3 18



Tabla 7. Especificación compresores área de reformado.

- Flash:

Tres separadores flash [18] forman parte del proceso de acondicionamiento de la

corriente producto del reformador para su entrada en la unidad PSA [16]. Su finalidad


37

es la de eliminar el agua que contiene la corriente que debe entrar a la PSA.

Primeramente, se realiza una separación en el equipo Flash 2. Posteriormente se

volverá a realizar un flasheado de la corriente de cabeza que va al flash 4 y cola que

va al flash 3, con el fin de recuperar la mayor parte de los reactivos valiosos que en

este caso son el CH4, el H2, el CO2 y el CO. Se debe eliminar el agua antes de entrar a

la PSA ya que es una de las especificaciones de trabajo del mismo.

Las especificaciones del Flash 2 son:

Equipo Flash 2

Presión (bar) 40

Temperatura (⁰C) 107,539

Calor neto (kW) 0

Tabla 8. Especificaciones Flash 2.

Equipo Flash 3

Presión (bar) 1

Temperatura (⁰C) 75

Calor neto (kW) 0


Equipo Flash 4

Presión (bar) 10


Calor neto (Kw) 0


- Unidad PSA , Selexol [15] y tamiz molecular [19,20]:

En el proceso de simulación de la planta existen equipos que debido a su elevada

complejidad y la falta de representación de una subrutina dentro del propio simulador,

se han simulado con un separador ideal. La única manera de simular estos equipos


38

habría sido describir un algoritmo matemático en lenguaje Foltran para así poder

simularlos.

- Intercambiadores de calor:

La especificación de dichos equipos se realiza en dos unidades complementarias,

A y B, como si se trataran de un intercambiador en contracorriente formado por dos

intercambiadores tipo HEATER [18]. Las unidades ‘A’ son las que se encuentran en

las corrientes de las que se extrae calor y donde se fija la temperatura de salida de las

mismas, generando un calor que es extraído de dicha unidad con una corriente de

energía. Las unidades ‘B’ son alimentadas corrientes frías a las que se aporta la

corriente de calor extraída del equipo ‘A’ para calefactarlas.

La especificación de diseño en este caso es la temperatura de entrada y de salida

del intercambiador A:

Equipo T entrada (ºC) T salida (ºC) Fluido

INTER A 6 137,30 60,00 GN

INTER A 7 178,00 60,00 GN

INTER A 8 173,40 60,00 O2

INTER A 9 223,70 60,00 O2

INTER A 10 240,00 90,00 Mezcla gases






INTER A 20 81,60 75,00 Mezcla compuestos

orgánicos


orgánicos

Tabla 11. Especificaciones intercambiadores área de reformado.


39

- Bomba:

Se ha colocado una bomba [18] para la impulsión de agua al reactor de reformado.

Las especificaciones son:

Equipo Presión de salida (bares)

Bomba 3 30

Tabla 12. Especificación bomba área reformado.

3.1.2. Área de producción de ácido acético.

Esta área está formada por los siguientes equipos:

- Reactor de producción de ácido acético:

Se utiliza para realizar la simulación de este equipo un reactor tipo yield [18]. Por lo

tanto se ha especificado el yield de cada compuesto que se produce en el mismo

gracias a los datos de la patente. En total, se han especificado los siguientes puntos:

o Presión: 29,9 bares

o Temperatura: 189 ⁰C

o Yield de los compuestos:

Compuesto Yield másico

ACETICO 0,65154398

ACETATO 0,19697472

YODURO 0,09550289

AGUA 0,04889251

PROPIONI 0,00026

CO 0,00208776

CO2 0,00322762

H2 2,89E-06

CH4 0,00150759

METANOL 0

Tabla 13. Distribución másica de compuestos a la salida reactor de ácido acético.


40

- Flash 1:

La misión de este equipo dentro de la planta es la de separar el catalizador y

devolverlo al reactor. En este caso, por la falta de definición del compuesto que actúa

como catalizador en este proceso dentro del simulador, en la corriente de fondo no se

tiene dicho compuesto. Aún no pudiendo cumplir su misión original, se ha mantenido

dentro de la simulación para respetar en la mayor medida posible el proceso original.

La especificación es la siguiente:

Equipo Flash 1

Presión (bar) 1


Calor neto (KW) 0


- Absorbedor :

En un principio este equipo no está concebido en el proceso CATIVA [10] original.

El hecho de que se haya incluido se debe a que en el reactor original del proceso tiene

un venteo por donde se eliminan los ligeros generados. El problema radica en que no

se puede simular esa situación en el proceso, o por lo menos no se puede realizar con

un único equipo. Se podría haber colocado un separador ideal y simular los dos

fenómenos entre los dos equipos, pero se ha optado por colocar el absorbedor [18]

con el fin de dotar de mayor realismo al proceso simulado.

Por cabeza de la columna de destilación salen los ligeros, pero también parte de

los compuestos orgánicos en forma gaseosa. Para recuperarlos, se introducen en la

torre de absorción para que el metanol capte estos compuestos y devolverlos al

proceso. Por cabeza de la torre de absorción salen por tanto los ligeros del proceso

que son llevados a una caldera para ser incinerados debido a que no se pueden

expulsar directamente a la atmosfera. Por fondo se obtiene el metanol junto con los

compuestos absorbidos. Para especificar dicho equipo no se introduce ninguna

variable de diseño con margen de variación para hacer converger el equipo.


41

Las especificaciones introducidas son las siguientes:

Especificaciones

Nº Platos 3

Condensador Ninguno

Ratio destilado (kmol/h) 30

Presión (bar) 1

- Columna de destilación 1 y 2 [18]:

Es el otro elemento de separación de esta planta. Su misión es la de separar por

un lado el ácido acético generado en la planta del resto de componentes que salen del

reactor. Es una columna formada por 40 platos. Previamente se ha realizado una

simulación de la torre con el modelo simplificado DSTWU [18] para obtener una

aproximación de la columna. Posteriormente se ha realizado la simulación con el

modelo Radfrac que aporta Aspen Plus. El condensador obtiene el producto en forma

vapor, ya que en la corriente de entrada se encuentran compuesto volátiles como el H2

y CO y no se puede obtener de forma líquida toda la corriente. El reboiler es tipo Kettle.

Para el cálculo de la columna se han realizado dos especificaciones de diseño:

o Recuperación de acético por el fondo: 0,999

o Recuperación de agua por el fondo: 0,001

Para cumplir con estas especificaciones de diseño, se han escogido la variación

de:

o Ratio de reflujo: a variar entre 1 y 10, con una salto en cada iteración 0,1.

o Ratio de corriente de fondo: a variar entre 1050 y 1080, con un salto de

variación de 0,1.

Aparte de las especiaciones de diseño, se ha utilizado la herramienta Tray sizing

[18] para calcular el diámetro de la torre. Esta herramienta estima el diámetro de la

torre necesario para que no se produzca la inundación de la misma. El resultado

obtenido hay que cotejarlo con el diámetro máximo posible para poder calcular el coste

de los platos necesarios en la torre. Al realizar la separación en una sola torre, el

diámetro obtenido fue de 4,87 metros de diámetro, con lo que se optó por separar la

corriente de entrada en dos, y colocar dos torres de destilación iguales. Para poder


42

realizar esto, los límites de dentro de los que variarán las especificaciones de diseño

también se redujeron a la mitad, de esta manera las nuevas especificaciones han sido:

o Ratio de reflujo: a variar entre 1 y 10, con un escalón en cada iteración 0,1.

o Ratio de corriente de fondo: a variar entre 525 a 540, con un escalón de

variación de 0,1.

Especificaciones

Nº Platos 40

Condensador Parcial vapor

Ratio de reflujo 2,5 Caudal de colas (kmol/h) 536 Presión condensador (bar) 1 Variación reflujo (kmol/h) 1 a 10 Variación colas (kmol/h) 525 a 540

Tabla 15. Especificaciones torres destilacaión 1 y 2.


43

- Intercambiadores:

Se utilizan los equipos HEATER al igual que en el área anterior. Así, las

especificaciones de temperatura son las siguientes:

Equipo T entrada

(⁰C) T salida(⁰C) Fluido

INTER A 1 98,30 105 Mezcla compuestos

orgánicos


orgánicos

INTER A 3 1654,40 300,00 Mezcla de gases


orgánicos


orgánicos

INTERCD1_1 78,90 78,80 Mezcla compuestos

orgánicos

INTERCD1_2 78,90 78,80 Mezcla compuestos

orgánicos

INTERRB1_1 117,60 117,60 Mezcla compuestos

orgánicos

INTERRB1_2 117,60 117,60 Mezcla compuestos

orgánicos

Tabla 16. Especificaciones de intercambiadores área producción de ácido acético.

- Bombas :

Se han colocado las siguientes bombas para impulsar las distintas corrientes. Las

especificaciones introducidas son las siguientes:

Equipo Presión de descarga (bar)

Bomba 1 29,9

Bomba 2 29,9

Bomba 4 6

Bomba 5 30

Bomba 8 22,2

Tabla 17. Especificaciones de bombas área de producción de ácido acético.


44

- Turbina:

Se coloca una turbina [18] para la recuperación de energía del vapor producido en

esta área. Las para su cálculo son las siguientes:

Equipo Presión de descarga (bar)

Turbina 13,2

- Caldera:

Se han colocado dos calderas. Ambas se han modelado como un reactor Rstoic

[18], asumiendo que se comporta como un reactor mezcla perfecta en el cuál se

produce la combustión de los reactivos introducidos. Una de ellas tiene misión

incinerar los ligeros producidos en el planta de ácido acético. Con el calor generado se

produce vapor que su lleva a una turbina para producir energía eléctrica para el

funcionamiento de los distintos equipos de la planta. Las especificaciones de esta

calera son:

Caldera 1

Temperatura salida gas de caldera (⁰C) 1655

Caudal de gases (kmol/h) 229

Tabla 18. Especificación caldera 1.


45

3.1.3. Área de producción de etanol.

En esta área se han colocado:

- Reactor de etanol:

Para la especificación del reactor tipo Rstoic [18] de etanol se han introducido

las siguientes especificaciones:

Especificaciones

Presión (bar) 22,2

Temperatura (ºC) 250

Reacción CH COOH + 2H → CH CH OH + H O

Conversión reactivo limitante 70% respecto ácido acético

Tabla 19. Especificaciones reactor de etanol.

- Flash:

Se han colocado como parte del tren de separación de la planta de etanol. Su

función es separar la mayor cantidad posible de H2 y recircularlo de nuevo al reactor

para que la reacción transcurra a la velocidad deseada. Se realiza una separación

previa mediante separadores flash para así enriquecer la corriente en H2 y poder hacer

factible la separación. Posteriormente se lleva a un depósito decantador de gotas. El

primer flash que se ha colocado es el Flash 5. Este equipo opera en las siguientes

condiciones:

Equipo Flash 5

Presión (bar) 22,2


Calor neto (KW) 0


La corriente de cabeza de este primer flash se introduce directamente al

depósito separador de gotas, mientras la corriente de cola es llevada al Flash 6 para

recuperar el H2 que aún contiene. Las condiciones de operación del Flash 6 son:


46

Equipo Flash 6

Presión (bar) 1


Calor neto (KW) 0


- Columnas de destilación 3 y 4.

Estas columnas se encuentran en la zona de separación de la planta de

producción de etanol. Tienen como misión el separar el ácido acético no convertido en

el reactor para posteriormente ser recirculado al mismo. Por cabeza se pretende

obtener tanto el etanol como el agua y por colas los demás compuestos,

fundamentalmente ácido acético. Al igual que en el caso anterior, se realizó una

simulación previa con el modelo DSTWU [18] y posteriormente se implantó la columna

con el modelo Radfrac [18]. El número de platos de las torres es de 60. En este caso,

las dos salidas de la torre están en forma líquida. Para poder llevar a cabo dicha

separación, se impusieron dos especificaciones de diseño, que fueron:

- Recuperación por cabeza del 99,9% del agua.

- Recuperación por colas del 99,9 % del ácido acético.

Una vez hecho esto, al igual que en el caso anterior, se escogieron dos variables

para cumplir con las especificaciones mencionadas, que son:

- Ratio de destilado: 1 a 0,5.

- Ratio reflujo: 1 a 20.

También para este caso se utilizó la herramienta Tray sizing [18] para el cálculo del

diámetro de la torre. Al realizar la primera simulación de la torre, se observó que el

diámetro obtenido para los caudales que procesaba era demasiado alto, con lo que se

hizo necesario el utilizar dos torres similares. Para este caso, el diámetro obtenido fue

de 3,5 metros.


47

Especificaciones

Nº Platos 60

Condensador Parcial vapor Recuperación por cabeza agua 99% Recuperación por cola ácido acético 99% Presión condensador (bar) 1 Variación reflujo (kmol/h) 1 a 20 Ratio destilado (kmol/h) 1 a 0,5

Tabla 22. Especificaciones torres platos área etanol

- Compresores:

Equipo Proceso Relación compresión Presión salida (bar)

Compresor 11A Planta etanol 6 6

Compresor 11B Planta etanol 6 6

Compresor 11C Planta etanol 6 6

Compresor 13 Plata Etanol 3,7 22,2

Compresor 14A Planta etanol 3,7 22,2

Compresor 14B Planta etanol 3,7 22,2

Tabla 23. Especificaciones compresores área etanol.


48

- Intercambiadores:

Equipo T entrada (⁰C) T salida (⁰C) Fluido


INTER A 17 302,00 40,00 H2


orgánicos

INTERCD2 78,90 78,90 Mezcla compuestos

orgánicos

INTERCD4 78,90 78,90 Mezcla compuestos

orgánicos

INTERRB2 117,60 117,60 Mezcla compuestos

orgánicos

INTERRB4 117,60 117,60 Mezcla compuestos

orgánicos

Tabla 24. Especificaciones intercambiadores área etanol.

- Bomba Se coloca una bomba para devolver parte del reactivo no reaccionado devuelta

al reactor. Las especificaciones son las siguientes:

Equipo Presión de salida (bares)

Bomba 6 22,2

Tabla 25. Especificación bomba área producción etanol.

- Separador de etanol:

Se utiliza para simularlo un sistema de separación ideal al que se le asume un

rendimiento de separación del 99,9%, que es rendimiento que aparece en la

bibliografía consultada [19,20].


49

- Purga:

Su función es purgar parte del agua y del ácido propiónico que se obtiene en la

corriente de recirculación de ácido acético al reactor de producción de etanol. Para

ello, también se pierde parte del ácido acético. En concreto se purga un 5% del

volumen de la corriente y el resto se recircula al reactor. Se modela como un divisor de

corrientes de Aspen Plus [18].


50

3.1.4. Método termodinámico.

La elección de un método termodinámico [17,18] adecuado es un paso

fundamental a la hora de realizar una simulación en cualquier tipo de simulador

comercial. Su utilidad es calcular las propiedades termodinámicas de las sustancias y

establecer los equilibrios de fase para poder resolver los balances de materia y

energía en los distintos equipos así como su dimensionado. El hecho de que se trate

de un paso crítico a la hora de realizar una correcta simulación radica en que una

elección incorrecta invalida todos los resultados obtenidos en la simulación, ya que los

resultados obtenidos no serían próximos a la realidad.

Existen 4 tipos de métodos termodinámicos, que son:

- Ecuaciones de estado (EOS: Equation of State)

- Modelos de coeficiente de actividad (LACM: Liquid activity coefficient methods)

- Modelos combinados EOS-LACM (Son modelos predictivos)

- Correlaciones especiales para sistemas específicos.

Existe tanta variedad de métodos debido a que los procesos reales son muy

difíciles de modelar. En última instancia, todos los procesos químicos se rigen por las

fuerzas intermoleculares existentes entre las partículas, y éstas pueden alejarse

mucho del comportamiento ideal, haciendo más dificultoso su modelado. Cada uno de

los métodos anteriores tiene un campo de aplicación específico, dependiendo de las

sustancias que estén presentes en el proceso químico a simular.

Pero la elección de un método u otro no sólo depende de las sustancias

implicadas, sino también de las condiciones del proceso. Cada método termodinámico

es aplicable en un determinado rango de presión y de temperatura. Fuera de esos

rangos los resultados no son fiables debido a que las extrapolaciones realizadas por

los simuladores no se ajustan al comportamiento de las propiedades reales de las

sustancias en el proceso a simular.

A modo ilustrativo, se muestra la siguiente tabla, en la cual en función de las

sustancias y de las condiciones se indica a groso modo el método cuya aplicación es

factible en cada caso:


51

Mezclas

Baja Presión (1-3

bar)

Media Presión ( 3-20

bar)

Alta Presión (> 20

bar)

Sustancias apolares

(hidrocarburos) EOS EOS EOS

Sustancias apolares

y medianamente

polares

EOS modificadas

o EOS-LACM

EOS modificadas

o EOS-LACM

EOS modificadas

o EOS-LACM

Sustancias

fuertemente

polares

EOS especiales-

LACM

EOS especiales-

LACM

EOS especiales-

LACM

Tabla 26. Resumen métodos termodinámicos

En nuestro caso se tiene un proceso que se lleva a cabo a una presión máxima de

29,9 bar, (que no se simule con un conjunto ideal) y se tiene una mezcla de sustancias

polares o medianamente polares. Bajo estas premisas, se puede vislumbrar que se

necesitará una EOS modificadas o EOS-LACM combinadas, utilizando EOS para la

fase gas y LACM para la fase líquida.

A continuación se hará una discusión sobre el método más apropiado elegir para

este caso. En un principio la primera cuestión que se plantea es si se tienen

sustancias polares en el proceso. En efecto, se cuenta con sustancias polares, así que

se debe escoger el camino superior. La siguiente cuestión a la que se llega es si existe

presencia de electrolitos en la simulación, cuestión que no se da. Esto lleva a la

siguiente figura:


52

Ilustración 9. Elección método termodinámico 1.


En esta figura se parte de sustancias polares no eletrolíticas. Se cuenta con

equipos que trabajan a más de 10 bares, así que se puede discernir se necesita una

combinación que utilice una EOS para la fase vapor y una LACM para la fase líquida.


53

Aparte de esta pequeña discusión sobre el método a utilizar, Aspen Plus cuenta

con un asistente para ayudar a una correcta elección del método termodinámico a

utilizar. Según la guía de ayuda de Aspen Plus, el mejor método para este tipo de

proceso es el NRTL-HOC, ya que tiene una LACM para la fase líquida que es el

método NRTL y la EOS HOC que permite en fase vapor preveer la formación de

dímeros, fenómeno que ocurre cuando se trabaja con ácido acético.

Este último aspecto se pone de manifiesto en la siguiente figura dónde se parte de

que se tiene una fase líquida y se plantea si existe fase vapor asociada. Siendo

afirmativa la respuesta, lo que se nos plantea a continuación es sis existe formación de

dímeros o de hexámeros en la fase vapor. Como se ha mencionado, el ácido acético

es propenso a la formación de dímeros en fase vapor, por eso se elige el método

termodinámico anteriormente mencionado.



54

3.2. Integración energética.

Para dar poder cubrir el consumo energético se ha diseñado una red de

intercambiadores [12]. Se ha realizado en los siguientes pasos:

1- Se decide colocar por cada intercambiador dos equipos HEATER [18]. En el

primero de ellos se coloca en la corriente principal de proceso, y se denominará por la

letra ‘A’. En él, la corriente principal cambia su temperatura, generándose una

corriente de calor. Esta corriente de calor es la que alimenta energéticamente al otro

intercambiador, denominado ‘B’.

2- Se colocaron intercambiadores de calor en todos los puntos necesarios de las

distintas áreas. Posteriormente se observó cuál era la mayor temperatura que se

necesitaba en los procesos. El punto que más temperatura necesitaba era el reactor

de etanol que trabaja a 250 ºC.

3- Se colocó una caldera que aprovecha el calor de combustión de la corriente de

ligeros que se producen en el reactor de ácido acético para producir vapor. Este vapor

se usa para el intercambio de calor en algunos de los intercambiadores colocados tras

hacerlo pasar previamente por una turbina que genera energía eléctrica.

4- Para el resto de intercambiadores que necesitaban aporte de vapor, se colocó

una caldera en la que se introducía gas natural para poder obtener vapor recalentado

a 420ºC y 20 bares. La caldera genera la cantidad de vapor requerida y de ella se

distribuye la cantidad necesaria a cada intercambiador de la planta para que funcione

correctamente.

5- Los intercambiadores se han calculado suponiendo flujo en contracorriente,

para un mayor aprovechamiento energético. La diferencia de temperatura se ha

calculado por el método DTLM (diferencia de temperatura logarítmica media).

6- Para poder realizar el cálculo del área de los intercambiadores se ha tenido que

suponer un coeficiente de transferencia. De las distintas fuentes consultadas, se ha

hecho uso de una que nos proporciona un posible rango de valores en función del tipo

de intercambio a realizar y de las sustancias que intervienen en dicho proceso. Los

valores que se han escogido han sido [21]:

a) Calentamiento con vapor y mezcla de orgánicos: 0,34 kW/(m2)⁰C


55

b) Enfriamiento de vapores orgánicos con agua: 0,17 kW/(m2)⁰C

c) Enfriamiento de hidrocarburos con un refrigerante: 0,13 kW/(m2)⁰C

d) Condensadores de torres: 0,84 kW/(m2)⁰C

e) Reboilers de torres: 1,52 kW/(m2)⁰C

A continuación aparece una tabla dónde se muestra el cálculo de todos los

intercambiadores de calor colocado:


56

Cálculos

intercambiadores Fluido frío Fluido caliente

Intercambiador U estimado

Kw/(m2)⁰C

Kw a intercambiar (Kw)

t entrada ºC

t salida ºC

Tipo fluido T entrada

ºC T salida

ºC Tipo fluido DTLM

Área (m2)

Δ P (bar)

INTER A/B 1 0,34 6499,51 98,30 105

Mezcla

compuestos

orgánicos

169,80 158,90 Vapor 62,68 307,38 5

INTER A/B 2 0,34 14988,33 55,10 189,0

Mezcla

compuestos

orgánicos

420,00 212,50 Vapor 191,85 231,57 9,90

INTER A/B 3 0,34 3296,28 26,90 285,00 Agua 1654,40 300,00 Mezcla de gases 679,96 14,37 29

INTER A/B 4 0,34 11,26 109,00 189,00

Mezcla

compuestos

orgánicos

212,80 212,70 Vapor 54,29 0,61 16,7

INTER A/B 5 0,13 8762,10 -20,00 -9,20 NH3 78,80 30,00 Mezcla compuestos

orgánicos 67,22 997,10 2

INTER A/B 6 0,34 961,72 20,00 48,10 Agua 137,30 60,00 GN 61,35 46,47 2

INTER A/B 7 0,34 1531,83 20,00 46,80 Agua 178,00 60,00 GN 76,78 59,14 8

INTER A/B 8 0,34 628,50 20,00 36,60 Agua 173,40 60,00 O2 78,72 23,66 2

INTER A/B 9 0,34 918,30 20,00 44,20 Agua 223,70 60,00 O2 92,92 29,29 8

INTER A/B 10 0,17 4279,87 20,00 178,80 Aire 240,00 90,00 Mezcla gases 65,50 387,35 17



57

Cálculos



Kw/(m2)⁰C

Kw a intercambiar

(Kw)

t entrada

ºC

t

salidaºC Tipo fluido

T entrada

ºC

T

salidaºC Tipo fluido DTLM

Área

(m2)

Δ P

(bar)

INTER A/B 12 0,17 4413,45 20,00 170,20 Aire 313,30 60,00 H2 80,88 323,48 5

INTER A/B 13 0,17 11094,55 115,90 432,90 Mezcla

gases 1000,00 700,00 Mezcla gases 575,56 114,27 0


INTER A/B 15 0,13 7363,56 -20,00 -9,20 NH3 197,40 107,50 Mezcla gases 163,88 343,70 37

INTER A/B 16 0,34 52102,83 20,00 34,50 Agua 250,00 25,00 Mezcla gases 55,93 690,30 19,2

INTER A/B 17 0,34 15045,60 25,00 64,00 Agua 302,00 40,00 H2 80,67 552,81 5


INTER A/B 18 0,17 278,01 25,00 39,60 Agua 117,00 100,00 Mezcla compuestos

orgánicos 76,19 21,63 1

INTER A/B 20 0,34 116,72 25,00 45,40 Agua 81,60 75,00 Mezcla compuestos

orgánicos 42,73 8,10 2

INTER A/B 21 0,13 4546,52 -20,00 -9,20 NH3 107,50 0,00 Mezcla compuestos

orgánicos 54,82 634,37 2

INTERCD1_1 0,84 12150,00 78,90 78,80

Mezcla

compuestos

orgánicos

25,00 60,10 Agua 33,29 432,75 1


58

Cálculos



Kw/(m2)⁰C

Kw a intercambiar

(Kw)

t entrada

ºC

t

salidaºC Tipo fluido

T entrada

ºC

T

salidaºC Tipo fluido DTLM

Área

(m2)

ΔP

(bar)

INTERCD1_2 0,84 12150,00 78,90 78,80

Mezcla

compuestos

orgánicos

25,00 60,10 Agua 33,29 432,75 1

INTERCD3 0,84 24011,00 78,90 78,90

Mezcla

compuestos

orgánicos

25,00 56,30 Agua 36,01 790,56 1

INTERCD4 0,84 24011,00 78,90 78,90

Mezcla

compuestos

orgánicos

25,00 56,30 Agua 36,01 790,56 1

INTERRB1_1 1,52 8563,17 117,60 117,60

Mezcla

compuestos

orgánicos

420,00 212,50 Vapor 179,04 31,50 19

INTERRB1_2 1,52 8563,17 117,60 117,60

Mezcla

compuestos

orgánicos

420,00 212,50 Vapor 179,04 31,50 19

INTERRB2 1,52 26369,00 117,60 117,60

Mezcla

compuestos

orgánicos

420,00 212,00 Vapor 178,66 97,22 1

INTERRB4 1,52 23369,00 117,60 117,60

Mezcla

compuestos

orgánicos

420,00 212,00 Vapor 178,66 86,16 1

Tabla 27. Tabla resumen de red de intercambiadores.


59

3.3 Convergencia del proceso.

Para lograr la convergencia de la planta se ha optado por la siguiente estrategia:

1) Simular bloques al colocarlos para verificar que no se producen errores al

especificar los mismos.

2) Colocar bloques simples en primer lugar. Esto se ha aplicado para el caso de

las columnas de destilación, dónde primero se ha colocado una columna

DSTWU y posteriormente una vez convergida la torre se ha sustituido por un

modelo Radfrac.

3) Partir de las estimaciones iniciales calculadas en el balance másico de toda la

planta.

4) Realizar la simulación de las distintas áreas en lazo abierto. Posteriormente

cerrar los lazos una vez comprobado que se ajusta a la tolerancia de las

corrientes.

Los parámetros que el simulador tiene por defecto. Estos son:

- Tolerancia: 0,001

- Corrientes de corte: no se ha especificado al simulador ninguna

directamente. Cuando ha sido necesario, se ha inicializado la corriente con

unos valores y luego se ha cerrado el lazo de recirculación.

- Número máximo de iteraciones: 30

- Método de convergencia: el que utiliza el simulador por defecto.

El proceso de simulado se ha realizado en tres etapas que serán explicadas a

continuación:

1) Convergencia área de producción de ácido acético.

Una vez introducidos todas las especificaciones en los equipos, se dejó la

simulación en lazo abierto por el lazo de recirculación de ligeros. Se introdujo entonces

una corriente al reactor con los mismos datos de la corriente en abierto y con el caudal

de reposición que se alimenta al reactor se fue ajustando la cantidad de cada reactivo

añadida hasta que ambas corrientes se hicieron iguales con una tolerancia menor que

la de corrientes de Aspen Plus. Una vez conseguido esto, se cerró el lazo eliminando

la corriente auxiliar que se añadió y colocando la corriente real del proceso.


60

2) Convergencia del área de reformado.

El problema de esta área no ha sido de convergencia ya que las recirculaciones

partían de equipos ideales que no dan problemas en el simulador. El problema

radicaba en añadir la cantidad justa de reactivos para que el caudal de cada producto

deseado fuera el correcto. Al principio se realizó la simulación sólo del reactor,

aportando los caudales estimados al principio del proyecto en el balance de masa y se

fueron ajustando en función de los resultados arrojados por el simulador.

3) Convergencia del área de producción de etanol.

Una vez convergida las dos áreas anteriores, para converger ésta primero se

colocó una corriente de 7000 kmol/h de H2 a la entrada del reactor para garantizar la

cantidad que debe de haber de este compuesto en el reactor. Acto seguido se

convergió las torres de destilación y el sistema de separación de H2 para recircularlo al

reactor. En este caso, el lazo de recirculación de H2 se ha dejado abierto, pero las

corrientes tienen un caudal casi idéntico, pero la pequeña variación y el hecho de que

todo el H2 se recircula hace que no converja la planta.


61

3.4. Resultados del balance de materia y energía

Ilustración 12. Esquema general de planta


62

Área de reformado

1 2 3 4 5 6 7 8 9

Temperatura (⁰C) 25,00 191,41 25,00 242,02 25,00 26,60 431,13 1000,00 700,00

Presión ( bar) 1,00 30,00 1,00 30,00 1,00 30,00 30,00 30,00 30,00

Caudal molar total (kmol/hr) 1126,71 1126,71 663,00 663,00 325,00 325,00 2230,71 3821,12 3821,12

Caudal molar (kmol/hr)

ACETICO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

YODURO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

AGUA 0,00 0,00 0,00 0,00 325,00 325,00 325,00 487,32 487,32

PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 1089,73 1089,73

CO2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 116,00 152,97 152,97

H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 2091,09 2091,09

CH4 1126,71 1126,71 0,00 0,00 0,00 0,00 1126,71 0,00 0,00

METANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

OXIGENO 0,00 0,00 663,00 663,00 0,00 0,00 663,00 0,00 0,00

NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

ETANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

NH3 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00


63

Área de reformado

10 11 12 13 14 15 16 17 18 19

Temperatura (⁰C) 150,00 105,29 -0,01 56,96 167,63 30,00 30,00 30,00 30,00 30,00

Presión ( bar) 30,00 40,00 1,00 1,00 30,00 30,00 30,00 30,00 30,00 30,00


0

1087,26


ACETICO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

YODURO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

AGUA 487,32 487,32 10,25 477,07 10,25 10,25 0,00 10,25 10,25 0,00

PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

CO 1089,73 1089,73 1087,26 2,47 1087,26 1087,26 0,00 1087,26 0,00 1087,26

CO2 152,97 152,97 150,05 2,92 150,05 150,05 0,00 150,05 150,0

5

0,00

H2 2091,09 2091,09 2091,02 0,07 2091,02 2091,02 2091,02 0,00 0,00 0,00

CH4 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

METANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

ETANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

NH3 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00


64

Área de reformado

20 21 22 23

Temperatura (⁰C) 30,00 30,00 30,00 30,00

Presión ( bar) 30,00 30,00 30,00 30,00

Caudal molar total (kmol/hr) 150,05 34,05 116,00 10,25


ACETICO 0,00 0,00 0,00 0,00

ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00

YODURO 0,00 0,00 0,00 0,00

AGUA 0,00 0,00 0,00 10,25

PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00

CO 0,00 0,00 0,00 0,00

CO2 150,05 34,05 116,00 0,00

H2 0,00 0,00 0,00 0,00

CH4 0,00 0,00 0,00 0,00

METANOL 0,00 0,00 0,00 0,00

OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00

NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00

ETANOL 0,00 0,00 0,00 0,00

NH3 0,00 0,00 0,00 0,00

Tabla 28. Resultado corrientes principales del área de reformado


65

Área de producción de acético

19 24 25 26 27 28 29 30 31

Temperatura (⁰C) 30,00 189,00 189,00 189,00 189,00 105,00 105,00 78,82 117,57

Presión ( bar) 30,00 29,90 29,90 29,90 29,90 1,00 1,00 1,00 1,00



ACETICO 0,00 0,00 3,06 1,07 1072,19 1072,19 1069,14 1,07 1068,07

ACETATO 0,00 1,00 0,15 262,31 262,77 262,77 262,62 262,62 0,00

YODURO 0,00 1,00 0,01 65,65 66,49 66,49 66,48 66,48 0,00

AGUA 0,00 1,10 0,36 267,57 268,20 268,20 267,84 267,58 0,27

PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00 0,35 0,35 0,35 0,00 0,35

CO 1087,26 0,00 0,00 0,01 7,37 7,37 7,37 7,37 0,00

CO2 0,00 0,00 0,00 0,94 7,25 7,25 7,25 7,25 0,00

H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,14 0,14 0,14 0,14 0,00

CH4 0,00 0,00 0,00 0,43 9,29 9,29 9,29 9,29 0,00

METANOL 0,00 0,00 0,00 1068,80 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

ETANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

NH3 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00


66

Área de producción de acético

32 33 34 35

Temperatura (⁰C) 30,00 20,00 29,09 20,00

Presión ( bar) 1,00 1,00 1,00 1,00

Caudal molar total (kmol/hr) 621,79 1075,00 30,00 1666,79


ACETICO 1,07 0,00 0,00 1,07

ACETATO 262,62 0,00 0,32 262,31

YODURO 66,48 0,00 0,83 65,65

AGUA 267,58 0,00 0,00 267,57

PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00

CO 7,37 0,00 7,36 0,01

CO2 7,25 0,00 6,30 0,94

H2 0,14 0,00 0,14 0,00

CH4 9,29 0,00 8,85 0,43

METANOL 0,00 1075,00 6,20 1068,80

OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00

NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00

ETANOL 0,00 0,00 0,00 0,00

NH3 0,00 0,00 0,00 0,00


67

Tabla 29. Resultado corrientes principales área de producción de ácido acético.

Área de producción de etanol

33 16 31 36 37 38 39 40 41

Temperatura (⁰C) 100,89 30,00 117,57 222,43 25,00 23,33 25,76 25,76 25,76

Presión ( bar) 15,00 30,00 1,00 22,20 22,20 1,00 1,00 1,00 1,00



ACETICO 425,50 0,00 1068,07 448,07 448,07 447,49 0,58 0,00 0,58

ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

YODURO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

AGUA 0,99 0,00 0,27 1046,76 1046,76 1039,61 7,15 0,00 7,15

PROPIONI 6,10 0,00 0,35 6,44 6,44 6,44 0,00 0,00 0,00

CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

CO2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

H2 0,00 2091,02 0,00 7000 7000 0,0 7000 7000 0,00

CH4 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

METANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

ETANOL 0,00 0,00 0,00 1045,50 1045,50 1030,75 14,75 0,00 14,75

NH3 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00


68

Área de producción de etanol

42 43 44 45 46 47 48 49

Temperatura (⁰C) 23,36 79,46 117,7 253,00 117,71 79,46 79,46 117,70

Presión ( bar) 1,00 1,00 1 20,00 1,00 1,00 1,00 1,00

Caudal molar total (kmol/hr) 2547,05 2091,41 22,77 7000,00 455,39 1044,45 1046,96 432,62


ACETICO 448,07 0,18 22,40 0,00 447,92 0,00 0,18 425,52

ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

YODURO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

AGUA 1046,76 1045,71 0,05 0,00 1,05 0,00 1045,71 0,99

PROPIONI 6,44 0,02 0,32 0,00 6,42 0,00 0,02 6,10

CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

CO2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

H2 0,00 0,00 0,00 7000,00 0,00 0,00 0,00 0,00

CH4 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

METANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

ETANOL 1045,50 1045,50 0,00 0,00 0,00 1044,45 1,05 0,00

NH3 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

Tabla 30. Resultado corrientes principales área de producción de etanol.


69

3.5. Resultados de la simulación de los equipos.

Una vez que se ha realizado la simulación de la planta en este apartado se

presentarán los resultados obtenidos. Primeramente se mostrarán los resultados

principales de consumo de materias primas y de servicios en la planta:

Tabla de resultados principales Consumo materias primas (kmol/h) CH4 1126,71 O2 663 H2O 325 Metanol 1075

Producto obtenido (kmol/h) Etanol 1045,5 Consumo de servicios Potencia (Kw) 53445 Agua (m3/h) 320 Vapor generado (m3/h) 248 Gas Natural consumido (kg/h) 20000

Tabla 31. Tabla resultados principales.

Una vez presentado el resultado del balance de materia de la planta se

procederá a reflejar el resultado de los distintos equipos que conforman la misma. Al

igual que en el apartado en el que se especificaban todos ellos, serán presentados

según el área al que pertenezcan.

3.5.1 Resultados de equipos del área de reformado.

Está formada por los siguientes equipos:

- Reactor:

Presión (bar) 30

Calor producido (Kw) -1669,36


Tabla 32. Resultado reactor de reformado.


70

El balance de materia dentro de este equipo es el siguiente:

Compuesto Entrada (kmol/h) Salida (kmol/h)

AGUA 325 487,32

PROPIONI 0 0

CO 0 1089,73

CO2 116 152,97

H2 0 2091,09

CH4 1126,705 0

OXIGENO 663 0

Tabla 33. Resultado de corrientes entrada y salida del reformador

- Compresores:

La potencia que necesitan para la impulsión es el resultado que arrojan dicho

equipos

Equipo Potencia de impulsión (Kw)

Compresor 1 1357,4

Compresor 2 1013,89

Compresor 3 1506,26

Compresor 4 1661,6

Compresor 5 816

Compresor 6 910,67

Compresor 8A 2752,56

Compresor 8B 2752,56



Compresor 10 2274,84


Tabla 34. Resultado compresores área de reformado.


71

- Flash:

De los separadores flash se obtiene el rendimiento de separación de cada uno de

ellos:

Flash 2

Componentes Entrada (kmol/h) Cabeza(kmol/h) Cola(kmol/h) %Recuperación

AGUA 487,32 109,79 377,53 77,47

CO 1089,73 1081,81 7,92 99,27

CO2 152,97 147,35 5,62 96,32

H2 2091,09 2090,31 0,78 99,96

Tabla 35. Resultado Flash 2.

Flash 3


AGUA 377,53 8,23 369,30 97,82

CO 7,92 7,61 0,32 96,02

CO2 5,62 4,63 0,99 82,40

H2 0,78 0,78 0,00 99,85


Flash 4


AGUA 109,79 2,02 107,78 98,16

CO 1081,81 1079,65 2,15 99,80

CO2 147,35 145,42 1,93 98,69

H2 2090,31 2090,24 0,07 100,00



72

Balance Global

Componentes Entrada(kmol/h) A resto de proceso(kmol/h) Salida(kmol/h)

% Recuperación

AGUA 487,32 10,25 477,07 97,90

CO 1089,73 1087,26 2,47 99,77

CO2 152,97 150,05 2,92 98,09

H2 2091,09 2091,02 0,07 100,00

Tabla 38. Resultado balance global de los separadores Flash 2, 3 y 4

- Unidad PSA 1, Selexol y tamiz:

Al ser separadores ideales no arrojan a la simulación ningún resultado relevante.

- Intercambiadores de calor:


INTER B 6 20,00 48,10 Agua

INTER B 7 20,00 46,80 Agua

INTER B 8 20,00 36,60 Agua

INTER B 9 20,00 44,20 Agua

INTER B 10 20,00 178,80 Aire

INTER B 11 20,00 190,40 Aire

INTER B 13 115,90 432,90 Mezcla gases

INTER B 14 20,00 85,20 Aire

INTER B 15 -20,00 -9,20 NH3

INTER B 19 20,00 114,70 Aire

INTER B 20 25,00 45,40 Agua

INTER B 21 -20,00 -9,20 NH3

Tabla 39. Resultados intercambiadores área reformado.


73

- Bomba:

La potencia consumida por la bomba es de:

Equipo Potencia (Kw)

Bomba 3 14,01

Tabla 40. Resultado bomba área de reformado

3.5.2. Resultados de equipos del área de producción de ácido acético.

Esta área está formado por los siguientes equipos:

- Reactor de producción de ácido acético.

El resultado arrojado por este equipo es el siguiente:

Presión (bar) 29,9

Calor producido (kW) -45593,38


Tabla 41. Resultados reactor ácido acético

Componentes Entrada (kmol/h) Salida (kmol/h)

ACETICO 4,12 1072,2

ACETATO 262,45 262,77

YODURO 65,67 66,49

AGUA 267,93 268,2

PROPIONI 0,00171 0,347

CO 1087,27 7,37

CO2 0,94 7,25

H2 4,0394E-08 0,142

CH4 0,434 9,29

METANOL 1068,8 0

Tabla 42. Balance reactor ácido acético


74

- Flash 1:

El balance de las corrientes tras la simulación en dicho equipo es de:

Flash 1


ACETICO 1072,19 1069,14 3,06 99,72

ACETATO 262,77 262,62 0,15 99,94

YODURO 66,49 66,48 0,01 99,98

AGUA 268,20 267,84 0,36 99,87

PROPIONI 0,35 0,35 0,00 100,00

CO 7,37 7,37 0,00 100,00

CO2 7,25 7,25 0,00 100,00

H2 0,14 0,14 0,00 100,00

CH4 9,29 9,29 0,00 100,00

Tabla 43. Resultados Flash 1.

- Absorbedor:

Torre de absorción:

Componente Ent Metanol (kmol/h)

Ent. Corr. Proceso (kmol/h)

Cabeza (kmol/h)

Colas (kmol/h)

% Recuperación

ACETICO 0,00 1,07 0,00 1,07 100,00

ACETATO 0,00 262,62 0,32 262,31 99,88

YODURO 0,00 66,48 0,83 65,65 98,76

AGUA 0,00 267,58 0,00 267,57 100,00

PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00 100,00

CO 0,00 7,37 7,36 0,01 99,86

CO2 0,00 7,25 6,30 0,94 86,99

H2 0,00 0,14 0,14 0,00 100,00

CH4 0,00 9,29 8,85 0,43 95,33

METANOL 1075,00 0,00 6,20 1068,80 99,42

Tabla 44. Resultado absorbedor.


75

- Columna de destilación 1 y 2

Tras la simulación de las columnas, los resultados obtenidos han sido los

siguientes:

o Diámetro: 2,4 metros

- Resultado de condensador y reboiler:

Condensador

Reboiler

Temperatura (⁰ C) 78,8 Temperatura (⁰ C) 117,57

Calor (kW) 12149,89 Calor (kW) 8564,46

Destilado (kmol/h) 310,98 Colas (kmol/h) 534,39

Relación Reflujo 3,37 Relación Reflujo 2,41

Tabla 45. Resultado torres 1 y 2.

- Etapa de alimentación óptima [18]:

Ilustración 13. Etapa alimentación ideal torre 1 y 2.

05000

100001500020000250003000035000400004500050000

15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30

Qre

b

Etapa de alimetación

Qreb vs Etapa_alimen


76

- Balance de materia de las torres:

Torre destilación 1 y 2

Componentes Entrada (kmol/h)

Destilado (kmol/h)

Colas (kmol/h) % Recuperación en colas

ACETICO 1069,14 1,07 1068,07 99,90

ACETATO 262,62 262,62 0,00 100,00

YODURO 66,48 66,48 0,00 100,00

AGUA 267,84 267,58 0,27 99,90

PROPIONI 0,35 0,00 0,35 100,00

CO 7,37 7,37 0,00 100,00

CO2 7,25 7,25 0,00 100,00

H2 0,14 0,14 0,00 100,00

CH4 9,28 9,28 0 100,00

Tabla 46. Resultados balance de materia torres 1 y 2.

- Intercambiadores:

Se utilizan los equipos HEATER al igual que en el área anterior. Así, las

especificaciones de temperatura son las siguientes:


INTER B 1 169,80 158,90 Vapor

INTER B 2 420,00 212,50 Vapor

INTER B 3 26,90 285,00 Agua

INTER B 4 212,80 212,70 Vapor

INTER B 5 -20,00 -9,20 NH3

INTERCD1_1 25,00 60,10 Agua

INTERCD1_2 25,00 60,10 Agua

INTERRB1_1 420,00 212,50 Vapor

INTERRB1_2 420,00 212,50 Vapor

Tabla 47. Resultados intercambiadores área producción de ácido acético


77

- Bombas:

Se han colocado las siguientes bombas para impulsar las distintas corrientes. Las

especificaciones introducidas son las siguientes:

Equipo Potencia (kw)

Bomba 1 90,15

Bomba 2 0,58

Bomba 4 13,16

Bomba 5 11,34

Bomba 8 60,25

Tabla 48. Resultado bombas área ácido acético.

- Turbina:

Se coloca una turbina para la recuperación de energía del vapor producido en esta

área. Las para su cálculo son las siguientes:


Turbina 150

Tabla 49. Resultado turbina área producción de ácido acético.

- Caldera:

Se han colocado dos calderas. Una de ellas tiene misión incinerar los ligeros

producidos en el planta de ácido acético. Con el calor generado se produce vapor que

su lleva a una turbina para producir energía eléctrica para el funcionamiento de los

distintos equipos de la planta. El resultado de esta calera es:

Caldera 1

Temperatura salida gas de caldera (ºC) 1655

Caudal de gases (kmol/h) 229

Vapor generado (30 bar, 285 ºC) 4140

Potencia (kW) 150

Tabla 50. Resultado caldera 1.


78

3.5.3. Resultados de equipos del área de producción de etanol.

En esta área se han colocado:

- Reactor de etanol:

Presión (bar) 22,2

Calor (kw) 9660,98

Temperatura (⁰C) 222,45


Salida (kmol/h)

ACETICO 1493,57 448,07

AGUA 1,26 1046,76

PROPIONI 6,44 6,44

H2 9091,02 7000,03

ETANOL 0,00 1045,50

- Flash:

Al igual que para el área anterior, los resultados de los equipos flash colocados en

esta área son:

Flash 5


ACETICO 448,50 0,58 447,50 99,78

AGUA 1046,76 7,09 1039,73 99,33

PROPIONI 6,44 0,29 6,44 99,94

H2 7000,03 6993,63 6,40 99,91

ETANOL 1045,50 14,53 1030,97 98,61



79

Flash 6


ACETICO 447,50 0,01 447,49 100,00

AGUA 1039,73 0,12 1039,61 99,99

PROPIONI 6,44 0,00 6,44 100,00

H2 6,40 6,4 0 100

ETANOL 1030,97 0,22 1030,75 99,98


- Columnas de destilación 3 y 4

Los resultados de las dos columnas de destilación colocadas en esta área son:

- Diámetro: 3,5 metros.

- Resultados de condensador y reboiler:

Condensador

Reboiler

Temperatura (⁰ C) 79,46 Temperatura (⁰ C) 117,71

Calor (Kw) 24017,60 Calor (Kw) 26300,98

Destilado (kmol/h) 1045,8 Colas (kmol/h) 227,7

Relación Reflujo 1,041 Relación Reflujo 17,28

Tabla 53. Resultado torres 3 y 4.


80

- Etapa de alimentación [18]:

Ilustración 14. Etapa alimentación ideal torres 3 y 4.

- Resultados del balance de materia:

Torres destilación 3 y 4


Destilado (kmol/h)

Colas (kmol/h)

% Recup. en colas

% Recup. destilado

ACETICO 26910,27 10,76 26899,50 99,96 0,04

ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00 100,00

AGUA 18859,42 18840,56 18,86 0,00 99,90

PROPIONI 477,47 1,79 475,69 99,63 0,37

ETANOL 48169,53 48169,53 0,00 0,00 100,00

Tabla 54. Resultados balance materia torres 3 y 4.

0

5000

10000

15000

20000

25000

30000

35000

40000

45000

20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30

Qre

b

Etapa_alimen

Qreb vs Etapa_alimen


81

- Compresores:

Equipo Potencia de impulsión (kw)



Compresor 11C 2643,90

Compresor 11D 2643,90

Compresor 11E 2643,90

Compresor 11F 2643,90






Compresor14C 2837,37

Compresor14D 2837,37

Tabla 55. Resultados compresores área producción etanol.

- Intercambiadores:


INTER B 16 20,00 34,50 Agua

INTER B 17 25,00 64,00 Agua

INTER B 18 25,00 39,60 Agua

INTERCD2 25,00 56,30 Agua

INTERCD4 25,00 56,30 Agua

INTERRB2 420,00 212,00 Vapor

INTERRB4 420,00 212,00 Vapor

Tabla 56. Resultados intercambiadores área etanol.

- Bomba:

se coloca una bomba para devolver parte del reactivo no reaccionado devuelta

al reactor. Las especificaciones son las siguientes:


82


Bomba 6 28,37

Tabla 57. Resultado bomba área producción de etanol.

- Separador de etanol:

Se utiliza para simularlo un sistema de separación ideal al que se le asume un

rendimiento de separación del 99,9%.

- Purga

Su función es purgar parte del agua y del ácido propiónico que se obtiene en la

corriente de recirculación de ácido acético al reactor de producción de etanol. Para

ello, también se pierde parte del ácido acético. En concreto se purga un 5% del

volumen de la corriente. El resto se recircula al reactor.

3.6. Servicios.

Se necesitan tres tipos de servicios en la totalidad de la instalación, y son:

1) Vapor de agua.

2) Agua

3) Energía eléctrica.

A continuación se detalla cómo se han cubierto las necesidades de la planta:

1) Vapor de agua

Para cubrir las necesidades de la planta en cuanto a servicio de vapor requerido se

coloca una segunda caldera que se encarga de abastecer de vapor a todas las demás

áreas, produciendo vapor a 20 bares y 420 ºC. Se alimenta de para ello de gas

natural, aire y agua. El resultado de esta segunda caldera es el siguiente:


83

Caldera 2

Temperatura salida gas de caldera (⁰C) 450

Caudal de GN (kmol/h) 1250

Vapor generado(20 bar, 420 ⁰C) (kg/h) 1078480

Potencia (kW) 955659,05

Tabla 58. Resultados caldera 2.

Para colocar el agua a la presión requerida, se utiliza una bomba. El resultado es el siguiente:

Equipo Potencia (kW)

Bomba 7 667,5

2) Agua:

Para el correcto funcionamiento de la planta se necesita un aporte de agua

tanto a reactores (caso del reformador) como los intercambiadores. Se asume que

para ambos caso se utiliza agua desmineralizada y con un alto grado de pureza,

siendo agua para calderas el utilizado en todos los casos. Este aspecto está

reflejado en el coste que se le ha asociado al litro de agua. Concretamente el agua

para alimentación de calderas tiene un coste de 2,45 €/m .

3) Energía eléctrica.

Para cubrir parte del consumo eléctrico de la planta se ha colocado una turbina,

en la que se introduce el vapor producido en la caldera 1, equipo dónde se

consumen los gases ligeros producidos en el área de producción de ácido acético.

La energía eléctrica producida sirve para alimentar a las bombas de la planta de

producción de ácido acético.


84

4. Análisis económico

4.1 Introducción

En este punto se analizará la viabilidad económica del proyecto concluyendo si

para una vida útil de 20 años es económicamente viable la construcción de dicha

planta. Para aceptar el proyecto se debe obtener una tasa interna de rentabilidad

mínima del 10% y si para esa rentabilidad el valor actual neto (VAN) no es positivo

transcurrida la vida útil de la planta no se admitirá como viable. Se evaluará el

mediante el método del análisis de flujo de caja. Este método se basa en contabilizar

año por año los costes y las ganancias previstas y realizar un balance entre los dos

parámetros para ver cómo evoluciona la economía de dicha planta y dar una

orientación sobre la rentabilidad en cada momento [22]. Para todo el análisis se

tomará en cuenta que la planta trabaja al año 350 días.

4.2 Método de cálculos económicos

Para el cálculo de los costes dentro de las distintas formas que hay para

calcularlos se ha elegido el método de GUTHRIE [23]. En este método se calcula por

separado los distintos costes que engloban el total de la planta. De esta manera, es

coste total de la planta se define como:

CTI=CF+CA+CC

siendo:

- CTI: Coste total de inversión a realizar.

- CF: Coste fijo.

- CA: Coste de arranque de la planta.

- CC: Capital circulante.

Como puede observarse, el coste total se descompone en la suma de tres

parámetros. A continuación se expondrá cada uno de los parámetros anteriores.


85

4.2.1 Coste fijo

El coste fijo se define como [23]:

CF=CTBM+CTERRENO+CEDIFICIOS+CCONT+CHON

siendo:

- CTBM: Coste módulo desnudo total asociados a los equipos instalados en la

planta.

- CTERRENO: Coste asociado a la compra del terreno.

- CEDIFICIOS: Coste asociado a edificios necesarios.

- CCONT: Coste contingencias.

- CHON: Coste honorario del contratista.

4.2.1.1 Coste módulo desnudo

Este coste representa la inversión necesaria en equipos para la puesta en

operación de la planta [14, 22, 23]. Engloba el precio del equipo y su transporte y

montaje en la planta. Se calcula como:

C = C ∗ F

Siendo:

- C : Coste de módulo desnudo.

- C : Coste de compra del equipo.

- F : Factor de módulo desnudo.

El hecho de que el coste de cada equipo deba corregirse por el factor de módulo

desnudo se debe a que el método de cálculo sólo fue diseñado para unas condiciones

de operación y un tipo de material. En el caso que tanto la presión de operación como

el material del cual esté fabricado el equipo coincidan con el supuesto por el método,

el valor del factor de módulo desnudo es igual a 1. Por el contrario, para el caso que

no se tengan las condiciones del caso base supuesto por GUTHRIE, el factor de

módulo desnudo se calcula como:

C = C ∗ F = C ∗ (B + B F F )

siendo :


86

- F y F : factor de corrección debido al tipo de material y factor de corrección

debido a la presión respectivamente [14, 23]

- B y B : son factores que dependen del tipo de equipo que se esté analizando.

Puede darse el caso que no se cuente valores de B y B para determinados

equipos que se encuentren en el proyecto, pero para esos casos se nos proporciona

directamente el factor de módulo desnudo de dicho equipo.

El cálculo se realizará en 5 pasos

1. Obtener el valor de C0p para el equipo correspondiente empleando la expresión

[14,23]:

log c = K + K ∗ log(X) + K ∗ (log X)

siendo K , K y K constantes que dependen del tipo de equipo y X el parámetro

con el que se evalúa dicho equipo, ya sea el área, el volumen o la potencia del mismo.

El valor obtenido corresponde al coste base del equipo construido en acero al

carbono y para presión de trabajo 1 atm.

2. Obtener el valor del factor de corrección en función del tipo de material (FM) en

las tablas correspondientes. Obtener el valor del factor de corrección en función de la

presión de trabajo (Fp) empleando la expresión general [14,23]:

log F = C + C ∗ log(P) + C ∗ (log P)

siendo C , C y C constantes que dependen del tipo de equipo y P la presión en

dicho equipo en bares.

3. Calcular el factor del módulo base de referencia FBM a partir de los datos

obtenidos en el apartado 2:

F = B + B F F

4. Se calcula el coste de cada equipo a partir de:

C = C F


87

5. Se actualiza el valor del equipo a fecha de hoy, ya que las correlaciones nos dan

el coste del equipo para un determinado año, con lo que hay que actualizar dicho valor

utilizando el CEPCI [14, 23, 24] del año 2011 y el de referencia del año de la

correlación.

CC

=II

6. Existen en el planta distintas unidades que se han tratado de manera conjunta,

es decir, no se ha hecho un desglose equipo por equipo, sin que se trata como un

único equipo. Esto es lo que ocurre en el caso de la unidad ASU (Separación de O2 y

N2).

Para tratar el coste de estas unidades, se extrapola el coste de una planta en

función del coste conocido de una planta de la que se conoce la capacidad y se

conoce el factor de escalado.

La ecuación utilizada para este caso es [22,23]:

CC

= (TT

)

siendo:

C y C : Coste de la planta 1 y 2 respectivamente

T y T : Capacidad de la planta 1 y 2 respectivamente.

n: Factor de escalado.

Este escalado también está sujeto a la actualización del valor de las unidades al

valor que tendrían a día de hoy con el índice CEPCI.

El coste total de los equipos es de:

C = 148,23 푚푖푙푙.푑푒 €

Posteriormente se mostrará una tabla con el desglose del coste de cada uno de los

equipos y la metodología seguida para su cálculo.


88

4.2.1.2. Resto de costes fijos

El resto de fijos se calculan a partir del coste de los equipos, es decir, el resto de

coste se representa como un porcentaje del coste fijo asociado al total de toda la

inversión necesaria en equipos. Los porcentajes que se aplicarán serán [23]:

C = 6% del C

C = 15% del C

C = 15% del C

C = 3% del C

Estos costes se obtienen de manera inmediata a partir de que se tenga el

sumatorio del coste total de los equipos.

C = 8,89 mill. de €

C = 22,23 mill. de €

C = 22,23 mill. de €

C = 4,44 mill. de €

Una vez se conocen todos los valores, se puede calcular el coste fijo de la planta:

CF = 148,23 + 8,89 + 22,23 + 22,23 + 4,44 = 206,04 mill €

4.2.1.3 Costes de servicio

Este coste lleva asociado el consumo de vapor, agua y electricidad de la planta. En

este caso, no se considerará el coste del vapor necesario de la planta ya que se

produce en la misma instalación como servicio auxiliar debido a la gran cantidad de

vapor que se necesita. Con lo cual, no se considera como un coste que se asocie al

precio del vapor comprado off-site, sino se computará el coste la caldera y el consumo

de materias primas para dicha producción de vapor (agua de caldera y gas natural).

El coste eléctrico se computa como el producto del consumo total de los equipos

de la planta y el precio del kWh. El precio de la electricidad se puede consultar en


89

libros especializados o bien calcularla a partir del vapor que sería necesario para

producirlo. En nuestro caso se ha consultado distintas fuentes y se fija el valor del de

la electricidad en 0,06 € [13].

De todas maneras el cálculo necesario para llegar a ese número es:

Precio GN ∗ 3600Densidad GN ∗ PCI

= Precio de la electricidad€

KWh

0,4 €m ∗ 3600 seg

0,6 kgm ∗ 39900 KJ

kg

= 0,06 €

KWh

Una vez se tiene el precio de la energía, se calcular el coste de los servicios

teniendo en cuenta el consumo de los equipos y el tiempo de funcionamiento de los

mismos:

C = P ∗ Consumo ∗ T

C = 0,06 ∗ 53445 ∗ 24 ∗ 350 = 27,7 mill €

4.2.1.4 Coste mano de obra

El coste de la mano de obra depende de tres factores, el número de trabajadores,

la cualificación de los mismos y número de turnos en la planta. Para el cálculo del

número de trabajadores se ha utilizado la siguiente expresión [13]:

N = (6,29 + 3,17P + 0,23N ) ,

siendo:

N : Número de operarios por turno.

P: Número de procesos involucrados en el que se maneja sólidos.

N : Sumatorios de todos los equipos de la planta.

Si el número de operarios no fuera un número entero, se redondeará al número

entero superior más cercano.

Para realizar el recuento de los equipos colocados en la planta se ha considerado:


90

- Equipos individuales.

- Unidades de proceso colocadas (Unidad ASU o SELEXOL, por ejemplo) se ha

asociado tres equipos a cada una.

De esta manera, el número de equipos colocados en la planta asciende a:

N = 93

En esta planta no existe manejo de sólidos.

El número de operarios necesarios en la planta por turno son:

N = (6,29 + 3,17(0) + 0,23 ∗ 93) , = 5,26

N = 6

Trabajadores Sueldos Turnos Inflación Trabajadores Coste (€) Ingeniero planta 60000 3 0,09 1 196200 Técnico 40000 3 0,09 3 392400 Operario 35000 3 0,09 6 686700

퐶 1.275.300

Tabla 59. Coste de mano de obra

4.2.1.5 Coste de materias primas

Se calculará a partir de la cantidad total de materias primas empleadas y con su

precio de mercado consultado en las distintas fuentes [25].

Materias primas Entrada (kmol/h)

Salida (kmol/h) P.M Precio kg/h 풎ퟑ/풉 Coste (€)

Metanol 1075 32 315 34400 91022400

GNL 2376,5 16 0,4 38024 25349,33 85173760

Agua 17784,9 18 2,45 320128,2 320,128 6588239,9

Etanol 1044,5 46 850 48047 343055580

Tabla 60. Balance económico de corrientes de entrada y salidas de planta

C = 182,78 mill €


91

Materia Precios Unidades Agua 2,45 €/m3

Metanol 315 €/t GNL 0,4 €/m3

Etanol 850 €/t

Tabla 61. Tabla de precios

4.2.1.6 Costes de producción

El coste de producción de la planta (퐶 ) se calcula mediante la siguiente

expresión [13]:

C = 0,18 ∗ (C +C ) + 2,73 ∗ C + 1,73 ∗ (C + C )

siendo:

C : Coste en mano de obra.

C : Coste de materias primas.

C = 266,65 mill. de €

4.2.2 Coste de arranque de la planta

Este coste está asociado al capital necesario para poner a punto la planta para su

correcto funcionamiento y poder obtener la capacidad para la cual fue diseñada [23].

Este coste engloba:

- Comprobación de funcionamiento de equipos.

- Calibración de todos los instrumentos.

- Posibles modificaciones necesarias para un correcto arranque.

Se estimará como el coste de operación de 1 mes, tiempo en el que se supondrá

que la planta opera correctamente.

CA = 22,35 mill de €


92

4.2.3 Capital circulante

Es el capital necesario para operar hasta que llega el pago de los primeros

productos vendidos [22,23]. Suele estimarse como el coste de operación de 1 mes de

la planta, que suele ser el tiempo que se tarda en obtener los primeros beneficios por

las ventas.

CC = 22,35 mill. de €

4.2.4. Coste total de inversión

El coste total de inversión es:

CTI = 206,04 + 22,35 + 22,35 = 250,47 mill. de €

4.3. Análisis de costes

Una vez calculados los costes de la planta se debe realizar el análisis de

rentabilidad para discernir la viabilidad de dicha instalación. Cómo anteriormente se ha

mencionado en la introducción, se exigirá una rentabilidad de al menos el 10% para

aceptar el proyecto. Existen distintos índices de rentabilidad para realizar dicho

análisis, y de entre todos ellos se ha elegido el método del valor actual neto (VAN).

Dicho método se basa en calcular la suma actualizada de los flujos netos de caja [22]

4.3.1. Flujos netos de caja

Los flujos de caja son una herramienta que nos permite contabilizar las entradas y

salidas monetarias que se dan en la planta para un periodo de tiempo dado. El que se

presenta en este proyecto consta de los siguientes parámetros [22, 23]:

- Inversión realizada para llevar a cabo el proyecto.

- Pago de anualidades a las entidades financieras.

- Coste de producción.

- Ganancias obtenidas por las ventas.

- Pago de tasas (anualidad).

- Depreciación.


93

- Flujo neto de caja.

- Flujo neto actualizado de caja.

- Flujo neto de caja acumulado que nos proporciona el VAN.

Es necesario ahora definir varios conceptos mencionados anteriormente, como

son:

4.3.1.1 Cálculo de la anualidad a devolver (A).

Para afrontar la construcción de la instalación se considerará que es necesaria la

petición de un préstamo, el cual habrá que devolver con sus respectivos intereses [22].

El cálculo de dicha anualidad se efectuará con la siguiente expresión:

A = CTI ∗i ∗ (1 + i)

(1 + i) − 1

donde “i” será el interés que se tendrá en cuenta. Para ser conservadores, se

exigirá también que este interés sea del 10%.

Además, se actualizará el valor del dinero al momento actual. Esto es debido a que

ese dinero actualmente tiene más valor que lo que tendría en un futuro, debido a que

ahora sería susceptible de ser empleado en algo que reportara beneficios económicos

inmediatos [22, 23]. La expresión para actualizar dicho valor será:

FNC =FNC

(1 + i)

siendo FNC el flujo neto de caja e “i” será la tasa interna de rentabilidad impuesta.

4.3.1.2 Depreciación.

Es un factor asociado a que la vida útil de los equipos instalados en planta química

es limitada [22]. Debido a esto, su valor va decreciendo con el tiempo. La depreciación

representa el coste equivalente a la pérdida de valor de los equipos. Es un concepto

similar a la amortización, y por tanto para su cálculo es necesario definir el total del

capital sujeto a la depreciación, el periodo de depreciación y su método de cálculo.

Existen dos formas de calcularla, linealmente o de manera acelerada. Se optará por el

cálculo lineal de dicho coste. El tiempo para que se deprecien los equipos será de 5

años. Para ello se utilizará [23]:


94

D =(C + C + C )

n

D = 29,65 mill. de €

Para ello se supone que el capital sujeto a depreciación son los bienes materiales,

lo que incluye coste de equipos y contingencias más el coste de edificios. Se

considera un valor residual nulo de los mismos.

4.3.2. Cálculo de los parámetros del flujo de caja

Para completar el análisis, se ha de calcular los siguientes parámetros [22]:

- Beneficios antes de impuestos: BAI = Ventas − C − A − D

- Flujo neto de caja: FNC = Ventas− C − A − Tasas

donde las tasas reflejan el pago de los impuestos de la planta. En los años en los

que la planta tiene un BAI negativo, las tasas a pagar son nulas.

- Valor actual neto:VAN = ∑ FNC . Como indica la fórmula, se calcula con el

sumatorio del flujo de caja neto actualizado. Al igual que en el caso anterior, su

valor es negativo hasta que se llega al punto de rotura o Break Even Point, ya

que en dicho momento, se ha recuperado el capital invertido gracias a las

ganancias generadas, quedando determinado el pay back time, o tiempo de

recuperación del capital [22].

4.4 Cálculo de áreas y volúmenes para el coste de equipos

Una vez se han detallado el método de cálculo de los costes de la planta, se pasa

al cálculo de los equipos que requieren cómo parámetro de cálculo de su coste el

área, el volumen del mismo, o la potencia [14, 23]. En el caso de compresores y

bombas, ese parámetro es la potencia. Para los intercambiadores, ese parámetro es el

área de intercambio. Para el resto de recipientes a presión es necesario calcular el

volumen de dicho equipo. Así, a continuación se muestran los resultados obtenidos

para dichos equipos:


95

4.4.1. Separadores Flash

El cálculo de estos equipos se realiza para que no haya arrastre de gotas de por el

vapor. La velocidad terminal de las gotas se calcula como:

v = k ∗ρρ− 1

donde k=0.35 ft/s.

La velocidad de diseño de los equipos será el 80% de la velocidad terminal. Así

con la siguiente expresión se calcula el área de los equipos:

A =Q0.8 ∗ v

Para la altura se considerará que la altura será:

H = Diámetro ∗ 3

En la siguiente tabla aparecen los resultados obtenidos:


96

Diseño equipos Flash

Equipo Caudal (kg/h) 흆풍풊풒(kg/m3) 흆품풂풔(kg/m3)

Velocidad (m/s) 80% Velocidad (m/s) Área (풎ퟐ) A/D

Diámetro (m) Volumen (풎ퟑ)

Flash 1 40492,48 948,21 2,43 2,17 1,74 6,48 3,00 2,87 55,84

Flash 2 2831,72 893,30 15,35 0,83 0,67 1,18 3,00 1,23 4,35

Flash 3 617,56 944,68 0,93 3,51 2,81 0,06 3,00 0,28 0,05

Flash 4 7698,18 1014,19 5,33 1,51 1,21 1,77 3,00 1,50 7,95

Flash 5 8146,82 886,63 1,87 2,39 1,91 1,18 5,00 1,23 7,25

Flash 6 105,60 891,28 0,16 8,26 6,61 0,00 7,00 0,08 0,00

Tabla 62. Diseño de equipos flash


97

4.4.2. Diseño de torres

El diámetro de estos equipos se obtiene a partir de una herramienta del simulador

que en anteriores puntos se ha mencionado. Para el cálculo de las alturas de los

equipos se ha considerado 0,45 m entre platos. Se considera que existen 2 metros de

holgura entre los extremos de la torre y los platos adyacentes. El resultado obtenido ha

sido el siguiente:

Cálculos de torres

Equipo Diámetro (m) Área (풎ퟐ) Altura(m) Volumen (풎ퟑ) Nº Platos

Torre 1 2,96 6,85 21,55 147,72 40,00

Torre 2 2,96 6,85 21,55 147,72 40,00

Torre 3 3,56 9,93 30,55 303,29 60,00

Torre 4 3,56 9,93 30,55 303,29 60,00

Absorbedor 1,46 1,67 4,90 8,20 3,00

Tabla 63. Diseño de torres.

4.4.3. Diseño de reactores.

Para el cálculo de su volumen los datos han sido recogidos de las patentes

consultadas, de manera que el cálculo se hará mediante la siguiente expresión:

Volumen = Q ∗ t

El caso de la caldera ese tiempo de residencia se ha estimado.

Equipo Caudal (풎ퟑ/h) Q (풎ퟑ/s) Tresidencia (s-1) Volumen (풎ퟑ)

Reactor acético 122,14 0,03 100,00 100,03

Reactor etanol 95,00 0,03 2500 75

Reformador 4363,23 1,21 5,00 6,06

Caldera 36842,79 10,23 3,00 30,70

Caldera 2 1686469,99 468,46 2,00 936,93

Tabla 64. Diseño de reactores.


98

4.4.4 Costes de equipos.

Para el cálculo del coste de los equipos se han utilizados las correlaciones que

aparecen en el libro “Analysis, Synthesis and Design of Chemical Processes” [13],

escogiendo la más adecuada para cada caso. A modo de resumen lo que se ha

realizado es:

1) Cálculo del coste del equipo base.

2) Cálculo de los factores de corrección aplicables en cada caso.

3) Cálculo corregido del equipo.

4.4.4.1 Costes de intercambiadores de calor

La correlación utilizada para el cálculo de los costes de los intercambiadores son

las siguientes:

1) Intercambiador doble tubo:

De este tipo serán los intercambiadores de calor de la planta excepto los

hervidores de las columnas.

a. Coste por tamaño del equipo:

log c = 4,8306 − 0,8509 ∗ log(X) + 0,3187 ∗ (log X)

Donde el parámetro ‘X’ es el área de intercambio.

b. Factores de corrección:

i. Por presión:


Con los siguientes parámetros:

Presión 푪ퟏ 푪ퟐ 푪ퟑ

Si P < 5 bar 0,03881 -0,11272 0,08183

Si P> 5 bar -0,00164 -0,00627 0,0123

ii. Por material:


99

Serán de acero inoxidable:

F = 2,73

2) Hervidores de columnas.

Serán intercambiadores tipo Kettle.

a. Coste por tamaños del equipo:

log c = 4,4646 − 0,5277 ∗ log(X) + 0,3955 ∗ (log X)

Donde el parámetro ‘X’ es el área de intercambio.


i. Por presión:


Con los siguientes parámetros:

Presión 푪ퟏ 푪ퟐ 푪ퟑ

Si P < 5 bar 0,03881 -0,11272 0,08183 Si P> 5 bar -0,00164 -0,00627 0,0123

ii. Por material:

iii.


F = 2,73

3) Compresores:

Los compresores serán de tipo centrífugo.

a. Coste por potencia del equipo:

log c = 2,2891 + 1,3604 ∗ log(X) − 0,1027 ∗ (log X)


100

b. Coste de corrección por material:


F = 5,75

4) Recipientes a presión:

Serán recipientes a presión verticales. Se incluyen este apartado los reactores,

separadores flash, torres de destilación y el absorbedor.


log c = 3,4974 + 0,4485 ∗ log(X) + 0,1074 ∗ (log X)


i. Factores B1 y B2:

B = 2,25

B = 1,82

ii. Factor material:

Serán de acero inoxidable clad:

F = 1,77

5) Platos.

Para el coste de los platos se ha utilizado la siguiente correlación, en base al área

del plato:


log c = 2,9949 + 0,4465 ∗ log(X) + 0,3961 ∗ (log X)

b. Coste de corrección por material:



101

F = 5,75

6) Bombas:

Serán de tipo centrífuga:

a. Coste por potencia:

log c = 3,3892 + 0,0536 ∗ log(X) + 0,1538 ∗ (log X)


i. Por presión:

log F = −0,3935 + 0,3957 ∗ log(P) − 0,00226 ∗ (log P)

ii. Factores B1 y B2:

B = 1,89

B = 1,35

iii. Factor material:

F = 2,3

7) Calderas:

La correlación utilizada ha sido la siguiente:


log c = 3,068 + 0,6597 ∗ log(X) + 0,0194 ∗ (log X)


i. Por presión:

log F = 0,1405 − 0,2698 ∗ log(P) + 0,1293 ∗ (log P)

ii. Factor material:

F = 2,81

8) Turbina:

Para el coste de la turbina se ha utilizado la siguiente correlación:


102


푙표푔 푐 = 2,7051 + 1,4398 ∗ 푙표푔(푋)− 0,1776 ∗ (푙표푔 푋)

b. Factor de corrección:

i. Factor material.

ii.

F = 6,1

9) Costes de unidades de producción.

El cálculo de estas unidades se hacen a partir de estimar el coste a partir de un

coste ya conocido [15]. La fórmula de cálculo es la siguiente:

Coste = Coste base ∗Caudal real

Caudal caso base

∗ factor coste auxuliar


103

Inflación Índices I(01/11) I(03/11)

2001 394,3 1,314481359 1,289303483

1993 359,2

2003 402

2002 390,4

1994 368,1

2011 518,3

Tabla 65. Índice de inflación.

Costes Millones de €

Total equipos 148,23

Terrenos 8,89

Edificios 22,23

Contingencias 22,23

Honorarios 4,44

Fijo total 206,04

Servicios 27,7

Mano de obra 1,275

Materias primas 182,78

Producción 266,65

Arranque 22,23

Circulante 22,23

Total invertido 250,48

Depreciación 29,65

Anualidad a devolver 29,42

Tabla 66. Tabla resumen costes.


104

Año

Inversión en capital (mil €)

Pago deudas (anualidad) (mil €)

Costes producción (mil €)

Ventas (mil €)

Depreciación (mil €)

Beneficios antes de impuestos (mil €)

Tasas (mil €)

Flujo neto de caja(mil €)

Flujo actualizado (mil €) VAN (mil €)

0 -8,89 -8,89 -8,89 -8,89

1 -241,59 -241,59 -219,62 -228,52

2 29,42 266,65 343,06 29,65 17,34 4,33 42,65 35,25 -193,27

3 29,42 266,65 343,06 29,65 17,34 4,33 42,65 32,04 -161,23

4 29,42 266,65 343,06 29,65 17,34 4,33 42,65 29,13 -132,10

5 29,42 266,65 343,06 29,65 17,34 4,33 42,65 26,48 -105,62

6 29,42 266,65 343,06 29,65 17,34 4,33 42,65 24,07 -81,55

7 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 29,40 -52,14

8 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 26,73 -25,41

9 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 24,30 -1,11

10 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 22,09 20,98

11 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 20,08 41,07

12 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 18,26 59,32

13 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 16,60 75,92

14 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 15,09 91,01

15 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 13,72 104,73

16 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 12,47 117,20

17 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 11,34 128,54

18 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 10,31 138,84

19 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 9,37 148,21

20 44,44 266,65 343,06 120,84 30,21 90,63 13,47 161,68

Tabla 67. Análisis flujo de caja.


105

4. Gráficas

Ilustración 15. Flujos de caja.

Ilustración 16. VAN.

-250,00

-200,00

-150,00

-100,00

-50,00

0,00

50,00

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20

Mill

. Eur

os

Año

Flujo de caja

-250,00

-200,00

-150,00

-100,00

-50,00

0,00

50,00

100,00

150,00

200,00

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20

Mill

. Eur

os

Año

VAN


106

5. Conclusiones.

Este PFC ha consistido en la simulación y evaluación económica de una planta

de producción de etanol a partir de ácido acético obtenido mediante el proceso

CATIVA. Durante el mismo se ha intentado reproducir con la máxima fidelidad los

distintos procesos que son necesarios para obtener el producto deseado.

A la vista de los resultados obtenidos a partir del análisis económico de la planta

simulada en el proyecto se concluye que para una producción de 1044,5 kmol/h:

1) Es rentable la realización del proyecto a día de hoy con una margen de beneficios

vista de 161,68 millones de euros aproximadamente en 20 años de funcionamiento

de la instalación con unos costes de:

o Costes de producción anual: 267,91 mill. €.

o Coste total de inversión: 310,5 mill. €

o Volumen de ganancias por ventas anuales: 343,61 mill. €

2) A partir del noveno año de funcionamiento, se comienzan a obtener beneficios

netos de la instalación. Concretamente en ese año se obtienen 20,98 millones de

euros de beneficio neto acumulado.

Una vez finalizado el PFC, si se repasan los objetivos planteados al comienzo del

mismo se puede concluir que:

- 1º Objetivo. Realización de una planta para producir etanol a partir de ácido

acético e hidrógeno. Para ello se han utilizado:

o Los reactivos utilizados para dicho fin son 1126,71 kmol/h de gas

natural,663 kmol/h de O2 ,325 Kmol/h de agua y 1075 Kmol/h de

metanol.

o So obtienen : 1044,5 kmol/h de etanol

- 2º Objetivo. Comprobar la viabilidad económica del proyecto:

o Se concluye que a día de hoy es rentable la planta simulada si se

mantuvieran en el tiempo los condicionantes planteados.

Como posibles futuros trabajos sobre este PFC se pueden plantear el realizar una

simulación sin colocar equipos ideales, como por ejemplo el separador de etanol y

agua o las unidades PSA. Otro posible futuro trabajo que puede realizarse es la

implantación de las unidades SELEXOL o ASU.

.


107

ANEXO I. Tecnologías para la obtención de ácido acético.

Desde los años 80 hasta nuestros días se ha revolucionado la producción de ácido

acético (CH3COOH). Se comenzó a producir a partir de la oxidación catalítica de

butano líquido con naftas. Esta ruta prácticamente está en desuso hoy día. Ahora la

ruta más utilizada para su fabricación es la producción a partir de metanol o del

acetato de metilo, mediante un proceso de carbonilación.

Aunque esas dos rutas son las más usadas en la actualidad (más del 90% de la

producción total) [26] y ocupan casi la totalidad del mercado para este producto hay

que señalar que también se están estudiando otras rutas, como es la fermentación de

mosto con CO2.

Ilustración 17. Vías de producción de ácido acético.

Los países con mayor capacidad de producción de ácido acético a nivel mundial

son [26]:

Vía Carbonilación de metanol

65%

Vía oxidación acetaldehído

30%

Resto de vías5%

Vías de producción de ácido acético


108

Ilustración 18. Capacidad de producción mundial de ácido acético.

El consumo a nivel mundial es [26]:

Ilustración 19. Consumo mundial de ácido acético.

A continuación se expondrán las rutas más importantes para la obtención de ácido

acético.

China44%

Resto de Asia21%

USA19%

Oeste de Europa6%

Resto del Mundo10%

Capacidad de producción mundial

China29%

Resto de Asia27%

USA20%

Europa 14%

Resto del Mundo10%

Consumo a nivel mundial


109

1.1. Oxidación de Acetaldehído.

En este proceso el acetaldehído [3, 4] puede ser producido por oxidación del

butano o nafta ligera, o por hidratación del etileno, utilizando plata o bronce como

catalizador. Posteriormente este acetaldehído se oxida en fase líquida a ácido acético

utilizando para ello sales de cobalto o magnesio como catalizador. La reacción química

del proceso es la siguiente:

2CH CHO + O → 2CH COOH

El esquema de la instalación es el siguiente:

En este proceso se usa un reactor tipo mezcla perfecta agitado. Trabaja a baja

presión para evitar la formación del aldehído, pero aún así siempre se produce una

pequeña cantidad, lo que implica tener luego que colocar todo un tren de destilación

para eliminar este compuesto. En las columnas de destilación se separan del producto

los compuestos ligeros (N2, CO y CO2). Señalar que el acetaldehído no reaccionado se

recircula nuevamente al reactor.

El ácido acético obtenido contiene aún impurezas, como el acetato de etilo o

algunos peróxidos muy oxidantes que también se forman durante la reacción. Estas

impurezas primero son tratadas químicamente con sales y hexano. Posteriormente se

le realiza al producto otra destilación para purificarlo y se extrae de la columna de

destilación por una extracción lateral. La cantidad de agua es un parámetro muy

importante en este proceso, ya que tiene una importancia muy relevante en la

capacidad de corrosión del ácido acético.

Ilustración 20. Producción acético ruta acetaldehído.


110

Normalmente en este proceso se llega a rendimientos del 95%, con una

selectividad del 90%. Toda la planta ha de ser de acero inoxidable.

1.2. Oxidación Catalítica de Butano-Nafta.

Esta ruta [3, 4] ha sido utilizada tradicionalmente debido al bajo coste del

hidrocarburo. El butano, en presencia de iones metálicos sufre una oxidación a ácido

acético. La reacción química principal es la siguiente:

2C H + 5O → 4CH COOH + 2H O

El proceso se lleva a cabo a alta temperatura, con un reactor agitado y son

necesarios catalizadores metálicos para que se produzca la reacción a una velocidad

adecuada. Debido a estas condiciones en el proceso, los peróxidos que se forman en

la reacción acaban descomponiéndose a ácido acético. Con esta ruta se obtienen

también otros productos valiosos, como son la butanona y acetato de etilo. El proceso

tiene un mecanismo parecido al explicado en el punto anterior.


El reactor utilizado es de acero inoxidable con una aleación bastante resistente.

Como catalizadores se utilizan el cromo, el cobalto y acetato de manganeso, todos

disueltos. La temperatura de operación se mantiene justo por debajo de la temperatura

crítica de 152 ºC y la presión de operación es de 5,6 MPa. Parte de los gases

Ilustración 21. Planta obtención ácido acético vía oxidación butano-nafta.


111

generados se enfrían y se hacen pasar por una turbina que mueve al compresor que

comprime el aire. El butano no reaccionado se recircula al reactor y el producto

formado se lleva a un tren de destilación donde se separan los compuestos y se

obtiene el ácido acético.

Aunque el ácido acético y el agua no formen azeótropos entre sí, su separación es

costosa debido a qué el ácido acético si forma azeótropos con una gran cantidad de

hidrocarburos, como son el heptano y el isoctano, lo que hace que tener que separar

una mezcla acuosa de todos estos compuestos sea muy costoso. Durante este

proceso también se forma ácido fórmico, que es un subproducto importante en este

tipo de plantas.

1.3. Obtención de ácido acético a partir de etileno.

Se han realizado esfuerzos por poder obtener ácido acético a partir de etileno [3,4],

sin antes pasar por la obtención del acetaldehído que era cómo antes se realizaba, es

decir, a partir de etileno por el proceso Wacker se obtenía el acetaldehído y

posteriormente se obtiene el ácido acético. La reacción involucrada en el proceso es:

2CH = CH + O → 2CH CHO

Aunque en principio, el precio del etileno no es atractivo en el mercado hoy día, se

ha demostrado que esta ruta es factible, usando para ello como catalizadores algunos

óxidos metálico, tales como en pentaóxido de vanadio. La reacción es la siguiente:

CH = CH + O → CH COOH

Estudios realizados demostraron que si se añadía paladio a la formulación del

catalizador, se podía reducir la temperatura de reacción a 230 ºC. La empresa Showa

Denko (empresa japonesa de productos químicos) combinó el paladio y el pentaóxido

de vanadio en un catalizador y lo patentó en el año 1994, con lo que este grupo tiene

la patente del catalizador para este proceso. Aparte de los elementos mencionados, el

catalizador también contiene potasio y selenita.

El proceso se lleva a cabo a 150 ºC y 0,7MPa. Un aspecto importante a considerar

es la adicción de agua al proceso, que aunque no se consuma ni se forme en el

proceso de reacción, es necesaria que exista una cierta cantidad dentro del reactor ya

que favorece la selectividad del catalizador a ácido acético.


112

1.4. Obtención de ácido acético a partir de etano.

Numerosos grupos han investigado este proceso [3,4]:

C H +32

O → CH CO H + H O

Union Carbide (empresa de EE.UU. especialista en productos químicos) desarrolló

el proceso de formación de ethoxano para la producción de etileno a partir de etano y

oxígeno. En un primer momento utilizaron un catalizador compuesto por óxidos de

molibdeno, vanadio y niobio, que tenían una selectividad elevada a temperaturas

inferiores a 300 ºC. Pero esta alta selectividad no fue acompañada por una elevada

conversión, siendo ésta del 10% referida al etano (reactivo limitante), debido a la

inhibición provocada por el producto. En desarrollos posteriores se centraron en la

coproducción de etileno y ácido acético, utilizando para ello un catalizador compuesto

por molibdeno, vanadio, niobio, calcio y antimonio. Se descubrió, al igual que en el

caso anterior, que la adición de agua al proceso aumentaba la cantidad de ácido

acético formada.

Rhône-Poulenc (empresa francesa de productos químicos) patentó en el año 1987

un catalizador formado por óxido de vanadio y pirofosfato de vanadio apoyado en

dióxido de titanio para la producción de ácido acético.

Estudio posteriores vinieron a ratificar lo en parte descubierto por Union Carbride,

que era que la reacción se veía favorecida a temperaturas inferiores a 300ºC, que la

adición de molibdeno mejoraba la selectividad y que la velocidad de reacción depende

fundamentalmente de la desorción del ácido acético de la superficie del catalizador.

A parte de esto, otras empresas han publicado sus descubrimientos en este

proceso. Por ejemplo, la empresa BP afirmó que la adición de renio al catalizador

mejoraba la selectividad.

Aunque este se trata de un proceso perfectamente factible a día de hoy, es poco

probable que pueda desplazar del mercado a los procesos de carbonilación de

metanol a corto o medio plazo. La razón fundamental es que la concentración de O2

debe estar muy limitada y bajo un control muy estricto debido a los riesgos de

explosión que existe en el proceso, con lo que esta circunstancia limita la conversión

de etano en el reactor. Incluso en el caso de realizar una adición del O2 por etapas, la

inhibición del proceso debido a los productos que se forman sigue siendo un problema.

Por último también está el problema de la eliminación del agua del proceso, que debe


113

ser separada mediante una destilación extractiva debido a los subproductos formados

en el proceso, lo cuál hace que se encarezca la separación.

1.5. Obtención a partir de microorganismos.

Este proceso es conocido desde aproximadamente 10.000 a. de C., donde se

preparaba a partir de vino que ya había perdido sus propiedades. Tanto el etanol como

el azúcar eran las dos materias primas principales de las cuales se alimentaban los

microorganismos para la producción de ácido acético [3,4]. Recientemente se ha

propuesto usar biomasa como materia prima para el proceso como una ruta alternativa

a partir de la cual obtener los azúcares necesarios para este proceso. La

concentración resultante de la solución producto tiene una baja concentración de ácido

acético, debido a que las bacterias no prosperan cuando el pH del medio desciende.

En consecuencia, las investigaciones en este campo han ido encaminadas al

desarrollo de bacterias capaces de resistir a pH bajos para así aumentar la capacidad

de producción. Concretamente, se ha desarrollado una mutación de la cepa

‘Clostridium thermoaceticum’, consiguiendo que pueda producir ácido acético en

condiciones de pH inferior a 5.

Los últimos esfuerzos realizados en el desarrollo de bacterias para este proceso se

han centrado en la cepa ‘Acetobacter acetic’, ya que ésta es capaz de producir acético

en un proceso totalmente respetuoso con el medio ambiente. Sin embargo, hay que

señalar que en esta ruta de producción aún queda mucho por mejorar en lo que es

concentración de ácido acético producido, ya que actualmente es bajo, lo que conlleva

un gran coste de purificación.

1.6. Concentración y Purificación en el proceso de ácido acético.

En la mayoría de los procesos industriales, se produce una solución de ácido

acético que posteriormente hay que purificar [3,4]. Para ello, se utiliza como proceso

más común la destilación directa siempre que sea la opción económicamente más

rentable, y esta situación se da cuando la concentración de ácido acético es

relativamente alta.

Existen otros métodos de separación más idóneos en otras circunstancias (como

puede ser el caso que se tenga ácido acético diluido, que sea subproducto de


114

cualquier otro proceso, no se opta por la destilación directa debido a que se

requerirían un gran número de etapas y una elevada relación de reflujo en la torre para

alcanzar la separación necesaria) como son la destilación azeotrópica o la extracción

con disolventes.

A continuación se tratarán un poco más a fondo los sistemas de separación más

complejos, pero no por ello menos utilizados:

- Destilación extractiva [3,4]: donde se tiene una corriente de vapor de ácido

acético y agua, es preferible utilizar un solvente que tenga preferencia por sólo uno de

los dos componentes.

- Destilación azeotrópica [3,4]: en este caso se utiliza un compuesto que sea capaz

de mezclarse con el agua y que sea más fácilmente evaporable. El agente azeotrópico

se mezcla con el agua y posteriormente ambos son fácilmente separables del ácido

acético. Los agentes más utilizados son el benceno, distintos ésteres y éteres y

compuestos como los hidrocarburos clorados.

- Extracción con disolventes [3,4]: cuando se tiene un ácido con una concentración

de entre un 0,5 y un 5 % en peso, se opta por este método de separación. La

disolución acuosa se pone en contacto con un compuesto orgánico, de manera que

sea capaz de disolver el ácido acético y posteriormente esta mezcla se somete a una

destilación. Es muy importante escoger un solvente que tenga una afinidad mucho

mayor por el acético que por el agua. Los principales agentes extractores utilizados en

este proceso son las aminas, pero hay que tener en cuenta que no se deben utilizar

aminas primarias, debido a su afinidad por el agua. Tampoco es adecuado el uso de

aminas secundarias debido a que en proceso de posterior separación del ácido acético

puede producirse amidas. Las aminas terciarias tienen un coeficiente de extracción

que depende fuertemente de la concentración, pero en principio podrían valer para

este método. Aparte de las aminas, el fosfonato de dibutilo y el trioctyl oxido fosfina

tienen más capacidad de extracción que los alcoholes y los ésteres. En este proceso,

se puede optar por la eliminación del agua, pero depende de la economía del mismo.

Generalmente, como se ha mencionado anteriormente, se utiliza en el caso de que la

solución sea muy diluida.

1.7. Carbonilación de metanol.

Desde 1920 muchos procesos se han planteado utilizar metanol y monóxido de

carbono para producir ácido acético [3,4]. Los primeros procesos se llevaban a cabo a


115

altas temperaturas y altas presiones, con una presión parcial de CO elevada. Se

utilizaba como catalizador ácido fosfórico. Durante la década de 1960, se produjeron

importantes descubrimientos en esta ruta de producción de ácido acético que nos

condujo a permitir operar a unas condiciones menos severas. Esto provocó que se

desarrollaran distintos procesos con un menor coste de operación y de inversión, ya

que no se necesitaban unos materiales tan caros.

Básicamente la reacción química que implica esta ruta es la siguiente:


Aunque hay que señalar que es sólo la reacción química global, ya que los

mecanismos de reacción implicados en cada proceso de producción son mucho más

complejos al ser reacciones catalíticas.

La empresa BASF (empresa de productos químicos germana), en 1960,

desarrolló un proceso que se llevaba a cabo a una temperatura de 250 ºC y unos 700

bar. El catalizador utilizado en este proceso fue cobalto, y se conseguía una

selectividad del 90%.

A continuación se muestra un esquema de dicha instalación:

Ilustración 22.Planta de producción de ácido acético (proceso BASF).


116

a) Precalentador; b) Reactor; c) Enfriador; d) Separador de alta presión; e)

Separador de presión intermedia; f) Cámara de expansión; g) Flash; h) Columna de

desgrasado; i) Columna de separador con catalizador; k) Columna de secado; l)

Columna de ácido acético puro; m) Columna de residuos; n) Columna auxiliar; o)

Columna de lavado; p) Columna de lavado secundaria

Se precalienta la alimentación del reactor, en el que se introduce agua, monóxido

de carbono y metanol (con un 60% de dimetil éter). Del reactor sale una corriente

formada por los subproductos gaseosos, como son el H2 y el CO2, el ácido acético y

otros subproductos como el ácido propiónico y los reactivos no consumidos. Una vez

que los productos salen del reactor se enfrían y se produce una primera separación a

alta presión. Posteriormente hay un separador que trabaja a presión intermedia a la

que llegan los productos ligeros después de pasar por una columna de lavado y por

un tanque de expansión (flash). Por último existen unas columnas de destilación, de

las cuales al final se recoge como producto al ácido acético. Existe también un lavador

de gases para recuperar el metanol y el yoduro de metilo (co-catalizador) y devuelven

al reactor.

En la columna “i” se recupera el catalizador, en la columna “k” se realiza una

destilación azeotrópica y en la columna “l” se obtiene el ácido acético producido. Al

final de la columna “m” se recupera por fondos una corriente que contiene un 50% de

agua y 50% de ácido propiónico, que posteriormente puede ser recuperado.

El proceso tiene un rendimiento del 90%, y una selectividad respecto del metanol

del 70%. En el año 1966, la empresa norteamericana MONSANTO [3,4] descubrió un

nuevo catalizador para el proceso de producción de ácido acético. El catalizador era

rodio (catalizador líquido), y se lograba una selectividad del 99% cuando se operaba a

unas condiciones de 150-200ºC y unas presiones de 30-60 bar. Desde su

comercialización en los años 1970, todos los procesos posteriores desarrollados para

producir ácido acético partían de este último.



117

a) Reactor; b) Flash; c) Columna de ligeros; d) Columna de deshidratación; e)

Columna de pesados.

Se introduce en el reactor una mezcla de metanol y CO de manera continua. Los

ligeros que se forman en el reactor (CO2, CH4 y H2) salen por un venteo que tiene el

mismo en la parte superior. A esta corriente de gases generados en el reactor se le

une las otras corrientes de ligeros del sistema y todas van a una unidad de tratamiento

de gases.

La solución retirada del reactor y que contiene el ácido acético producido, el

catalizador y los co-catalizadores y los subproductos (acido propiónico

fundamentalmente) pasa a un separador flash donde se recupera el catalizador que es

reintroducido al reactor. Por cabeza del separador flash sale la corriente de producto y

se lleva a la columna “c”, lugar donde se separan los ligeros formados en el reactor.

Estos ligeros son el vapor de agua y parte del acetato de metilo y el yoduro de metilo

que se volatilizan. Parte de esta corriente se recircula al reactor para no perder estos

compuestos valiosos que actúan en el proceso de reacción, aunque hay que señalar

que también existe una cierta cantidad que es sacada del sistema para ser tratados, a

modo de una purga de ligeros. Posteriormente se lleva a una columna de

deshidratación “d”. La corriente diluida que se saca por cabeza de la torre contiene

una pequeña cantidad de ácido acético, por eso parte se utiliza como reflujo para la

columna y otra parte de esa corriente se recircula al reactor. Por el fondo de la torre de

deshidratación sale la corriente enriquecida en ácido acético que en un último paso se

Ilustración 24. Proceso Monsanto


118

introduce en otra columna donde se le separa finalmente. En dicha columna se

obtiene ácido acético por una extracción lateral y por colas se saca una corriente rica

en ácido propiónico y otros productos carboxílicos de alto punto de ebullición que se

forman como subproductos en el proceso.

En este proceso es muy importante evitar la pérdida de catalizador, y para ello

deben mantenerse constantes las concentraciones de agua, acetato de metilo y

yoduro de metilo, como también la presión parcial de monóxido. El que se deba

mantener una presión parcial de CO elevada se debe a que así se evitan que se

formen especies metálicas indeseables y precipiten dentro del reactor.

Este proceso necesita una concentración de agua concreta de un porcentaje de 5

o 6 % en peso fundamentalmente a dos razones:

1) Conseguir una velocidad de la reacción adecuada. Esto implica un alto coste

luego en la separación, ya que en las columnas de destilación es necesario eliminar

una gran cantidad de agua.

2) Evitar problema de la inestabilidad del catalizador, por lo que el nivel de agua

debe mantenerse en el margen anteriormente citado.

En 1986, la empresa BP compró la patente de Monsanto, y desarrolló el proceso

CATIVA [6]. Este proceso le ha proporcionado a dicha empresa el 25% del mercado

mundial de ácido acético. Fundamentalmente, la novedad que introdujo al proceso

desarrollado por Monsanto fue el cambio en el catalizador utilizado. Como

anteriormente se ha mencionado, el proceso Monsanto utiliza un catalizador basado

en rodio, mientras que el proceso CATIVA utiliza un catalizador basado en iridio. Si se

compara ambos procesos a nivel de costes, las diferencias fundamentales son:

- Menor coste de operación: fundamentalmente porque el catalizador de BP permite

reducir la presión de operación.

- Menor coste de inversión: las plantas que operan con el proceso CATIVA tiene un

coste de inversión 50% menor.

- Integración energética más eficiente.

Otros competidores desarrollaron otras variantes del proceso Monsanto, pero lo

que distingue al proceso CATIVA de los demás es la catálisis. En el siguiente punto se

analizará el comportamiento de ambos catalizadores (basado en rodio y en iridio), pero

una diferencia importante es el precio de ambos. El iridio es unas 10 veces más barato

que el rodio y también tiene una selectividad mayor, lo que permite eliminar las torres


119

de purificación intermedias, requiriéndose así un coste menor de inversión. Otra

diferencia entre los dos procesos es que en el proceso CATIVA se introducen los

reactivos ya mezclados en el reactor, lo que elimina también la agitación mecánica.

También se introduce un reactor secundario para mejorar la eficiencia. Este hecho

está relacionado con la cinética del proceso. Esto implica que para lograr una

conversión alta en el proceso es mejor colocar primero un reactor Mezcla Perfecta

agitado y posteriormente un reactor Flujo Pistón, ya que así se consigue optimizar el

volumen de los reactores con la conversión. Un esquema de la planta es el siguiente

[9]:

Ilustración 25. Proceso de producción ácido acético vía CATIVA.

En el diagrama de flujo se observa lo mencionado anteriormente. Se dispone de

dos reactores, el reactor de mezcla y el reactor secundario de flujo pistón, para

aumentar la conversión. Luego, se separa en un separador flash, donde se separa el

catalizador de los productos. El catalizador se recircula al reactor principal. En dicho

reactor hay también una recuperación de energía mediante generación de vapor, que

en los anteriores procesos no existía. La corriente que sale por cabeza del separador

flash va a una columna de destilación donde también se deshidrata el producto. Por

cabeza salen los ligeros formados en el proceso, que parte se purgan, y parte se

recirculan de nuevo al reactor. La corriente de fondo va a una última columna de


120

destilación donde se separa por cabeza el ácido acético y por colas el ácido propiónico

y los productos más pesados.

1.7.1. Proceso Cativa descrito en la patente.

A continuación se detallan las tres posibles configuraciones que puede tener la

planta de producción de ácido acético por la ruta del proceso CATIVA [10]. La opción

elegida se explicó ya en la parte de descripción del proyecto.

- Opción 1:

Se introducen al reactor tanto el CO (3) como el metanol (4). El reactor (1) es

agitado (2) y se encuentra en fase líquida, en el cual se tiene el catalizador y los co-

catalizadores. Consta de dos salidas, una para los ligeros que se forman en el proceso

(6) y otra que es la salida de la corriente producto (5). La corriente de salida (7) es

llevada a una válvula (8) donde se realiza la reducción de presión de la corriente y

pasa al flash (9). El flash tiene dos salidas, una gaseosa (10) y otra líquida (11). La

fase gaseosa puede tener un scrubber (12) opcional, que debe tener una alimentación

en caso de que se implantara (13). La salida líquida se lleva de de devuelta al reactor

con una bomba de reciclo (14). Opcionalmente, se puede pasar la corriente líquida por

Ilustración 26. Proceso CATIVA 1.


121

una resina de intercambio iónico (15) para eliminar posibles impurezas metálicas

producto de la corrosión y la cantidad de catalizador que se vaya desactivando. La

corriente gaseosa producto del flash se introduce a la torre de destilación (16). Esta

torre tiene un condensador (17) y un decantador (18). El decantador puede ser un

tanque de reflujo que esté diseñado con la salida de la manera que se muestra en la

figura del proceso. Ahí, parte de la fase acuosa se devuelve a la torre como reflujo y

parte se vuelve a introducir al reactor. La corriente de salida de la torre (16). La torre

además tiene una posible entrada de metanol para convertir el posible HI formado en

el proceso.

- Opción 2:

Ilustración 27. Proceso CATIVA 2.

Esta opción incorpora la variante de introducir la zona del flash en dos partes.

Primero se descomprime la salida del reactor hasta una presión de entre 3 y 9 bares

con la válvula (27) y se realiza un flash (28) a la corriente líquida que sale del reactor

a una mayor presión y la corriente gaseosa que se produce (29) es devuelta al reactor.

El resto es similar al caso 1. El modo de operar con una u otra opción influye luego,

por ejemplo en la destilación, donde se tendría menos cantidad de ligeros orgánicos

que realimentar al reactor con la opción 2 que con la opción.


122

Opción 3:

Ilustración 28. Producción CATIVA 3.

Se introducen al reactor tanto el CO (3) como el metanol (4). El reactor (1) es

agitado (2) y se encuentra en fase líquida, en el cual se tiene el catalizador y los co-

catalizadores. Consta de dos salidas, una para los ligeros que se forman en el proceso

(6) y otra salida de la corriente producto (5). La corriente de salida (7) es llevada a una

válvula (8) donde se realiza la reducción de presión de la corriente y pasa al flash (9).

El flash tiene dos salidas, una gaseosa (10) y otra líquida (11). La fase gaseosa puede

opcionalmente lavarse en un scrubber (12) con agua (13). La salida líquida se lleva de

de devuelta al reactor con una bomba de reciclo (14). Opcionalmente, se puede pasar

la corriente líquida por una resina de intercambio iónico (15) para eliminar posibles

impurezas metálicas producto de la corrosión y la cantidad de catalizador que se vaya

desactivando. La corriente gaseosa producto del flash que contiene el ácido acético

formado se introduce a la torre de destilación (16). Esta torre tiene un condensador

(17) y un decantador (18). El decantador puede ser un tanque de reflujo que esté

diseñado con la salida colocada como se muestra en la figura del proceso. Ahí, parte

de la fase acuosa que contiene el agua y los subproductos formados se devuelven a la

torre como reflujo y parte se vuelve a introducir al reactor. La corriente de salida de la


123

torre (16). La segunda columna se coloca para eliminar posibles restos de ácido

propiónico que pudieran quedar en la corriente producto.

En la patente se detallan aspectos importantes a la hora de realizar el diseño

correcto de la planta, y por tanto la simulación de la misma. Son:

- El H2 presente en el proceso es debido o bien a la cantidad que se introduce

con el CO o bien a reacciones SHIFT-CO. Se debe mantener la concentración por

debajo de 0,1 % molar, ya que así se evita la hidrogenación de los subproductos.

- La concentración de yoduro de metilo se debe mantener entre un 4 y un 16 %

en peso, ya que así decrece la formación de ácido propiónico en el reactor.

- Se debe tener en el reactor un ratio co-catalizador/ catalizador de entre (200-

20):1 para evitar la formación de subproductos.

- El flash debe operar a una temperatura comprendida entre 100 y 160 ⁰C,

normalmente operando en el rango de entre 100 y 140 ⁰C, y de manera adiabática.

- El vapor que se genera en el flash se debe introducir a la torre de destilación

como una mezcla gas/líquido, ya que contiene a los inconfesables que se han

producido en el proceso. La torre debe tener 40 etapas teóricas.

- El ácido acético puede ser sacad por el fondo de la columna o por alguna etapa

superior. De igual manera, se podría retirar bien en forma líquida o en forma gaseosa.

- La corriente de vapor que sale por cabeza de la torre al enfriarse se producen

dos fases; una más ligera que sería la fase acuosa y otra más pesada que contiene a

los compuestos orgánicos. Para el reflujo de la torre, es preferible usar la fase ligera,

para conseguir así un ahorro energético. La fase pesada es devuelta a la zona de

reacción.

- El acetato de metilo debe estar entre un 5 y un 41 % en peso en el proceso.

- La presión parcial de CO en el reactor debe estar entre 1 y 20 bares.

- La presión en el reactor debe encontrarse entre 15 y 50 bares.

- La temperatura de reacción debe estar entre 150 y 220 ºC.

- Se prefiere operar en continuo la planta.

- La concentración del Iridium debe estar entre 400 y 2000 ppm.

- Se pueden utilizar en el proceso un solo promotor para la reacción, pero puede

darse el caso que se utilicen varios a la vez.

- Se debe mantener una concentración de agua de entre un 0.5 y un 8 % en

peso.

- La presión de operación del flash debe encontrarse en el rango de 1 a 4 bares.

Los datos de operación típicos que nos proporciona la patente son:


124

Ilustración 29. Condiciones de operación proceso CATIVA.

A continuación se muestra una tabla con el resultado obtenido en 5 experiencias.

Cada una se realiza con unas condiciones distintas de operación. De ellas, las que

tiene mayor velocidad de producción de ácido acético es la experiencia nº3, por tanto

esas condiciones de operación serán las elegidas para llevar a cabo la simulación de

la planta.


125

Ilustración 30. Condiciones de operación y resultados de experiencias recogidas en la patente.


126

Anexo II. Tecnologías para la obtención de etanol.

El etanol es un compuesto orgánico oxigenado de los más versátiles debido a su

gran cantidad de aplicaciones [1,2]. Dependiendo de su concentración, tiene una u

otras aplicaciones dentro del mercado. Entre las más destacadas se encuentran la

posibilidad de su uso como solvente, germicida, anticongelante, como combustible o

como brebaje para la producción de bebidas alcohólicas. Pero su mayor valor radica

en el hecho de que es un producto químico intermedio para la obtención de gran

cantidad de compuestos orgánicos. A continuación aparece una figura en la que se

pone de manifiesto la importancia del etanol como fuente de materia prima para la

elaboración de un gran número de compuestos químicos:

Ilustración 31. Productos obtenidos a partir de etanol.

El 99% del etanol producido en el mundo se destina a las industrias del tinte y la

farmacéutica. Es un compuesto funcional muy importante en las bebidas alcohólicas,

el cual se obtiene por fermentación de carbohidratos, proceso por el que se produce

un caldo que después de ser tratado y envejecido produce las bebidas espirituosas. Si

el etanol se utiliza para otros procesos diferentes que la obtención de bebidas

alcohólicas, éste se desnaturaliza con la adición de sustancias como el metanol o la

piridina. Este etanol desnaturalizado puede ser utilizado en la industria como reactivo,

o directamente tiene usos comerciales, como es el caso de su uso como disolvente.

El etanol es miscible en todas proporciones con agua y con gran cantidad de

solventes orgánicos. Es una sustancia higroscópica y forma un azeótropo con el agua


127

al 95.45 % en peso. Para enriquecerlo más, es necesaria una destilación azeotrópica

utilizando para ello un tercer solvente.

2.1. Procesos de obtención

Existen distintos métodos para producir etanol a nivel industrial. En la siguiente

figura aparecen reflejados las rutas de obtención de etanol [1,2]:

Ilustración 32. Procesos industriales para obtención de etanol.

Como se puede observar, el etanol se puede obtener a partir del cracking de

petróleo, del que se saca el etileno. La otra fuente para conseguir etanol es el proceso

de fermentación. Resumiendo, las rutas que hasta ahora han sido más utilizados son:

- Obtención a partir de etileno.

- Como subproducto de otros procesos industriales.

- Por fermentación de azúcar, almidón o celulosa.

Los procesos de fermentación representan el 83% de la producción mundial.

Existen dos vías para la obtención de etanol a partir de etileno. La primera, es un

proceso de hidrogenación indirecta. En este proceso se utiliza el ácido sulfúrico y aún

hoy se utiliza en Rusia. El segundo proceso fue desarrollado en los años 70 para evitar

tener que usar el ácido sulfúrico en la síntesis de etanol. Es un proceso de

hidrogenación directa catalítica en fase vapor. En EE.UU. se utiliza este proceso. A

día de hoy, se han investigado otros métodos de obtención, pero ninguno se ha

llevado a escala industrial.


128

A continuación se realizará una descripción de los procesos de obtención de

etanol:

2.1.1. Proceso de Fermentación

Este es el proceso más antiguo. Se puede obtener etanol a partir de gran variedad

de productos agrícolas pero sólo es rentable hacerlo a partir de un grupo reducido de

productos debido fundamentalmente a dos razones [1,2]:

1) Poseen un mayor precio como alimento que como materia prima para obtener

etanol.

2) El coste de transporte junto al del producto agrícola no es rentable frente a la

cantidad de etanol que se obtiene del mismo. Se puede obtener etanol a partir de

cualquier producto que contenga azúcar o algún producto que puede derivar en

azúcar.

El que se opte por el proceso de fermentación a nivel industrial depende del precio

y disponibilidad de los productos ricos en hidratos de carbono y las políticas de apoyo

que tengan éstos frente a al precio del etileno.

Como anteriormente se ha mencionado, a nivel industrial se fabrica etanol

mediante esta técnica a partir de azúcar, almidón o celulosa. Del azúcar (caña de

azúcar, remolacha, melaza o frutas) se puede obtener directamente. Del almidón

(tubérculos o papas) se puede obtener, pero previamente se deben hidrolizar a

azúcares mediante la acción de enzimas de malta. Por último, la celulosa también

debe tratarse previamente para que sea convertido a azúcar mediante la acción de

ácidos minerales. Una vez se transforma en azúcar, las enzimas de la levadura los

transforman a azúcar fácilmente.


129

2.1.2. Proceso de hidrogenación indirecta

Este método de producción de etanol se basa en la absorción de una gran

cantidad de etileno en ácido sulfúrico concentrado [1,2]. La preparación de etanol a

partir de etileno usando para ello ácido sulfúrico se realiza en tres pasos:

1) Absorción del etileno en ácido sulfúrico concentrado para formar tanto mono

etil-sulfato como dietil-sulfato.

2) Hidrólisis de los etil-sulfatos a etanol.

3) Reconcentración del ácido sulfúrico diluido.


Ilustración 33. Proceso de síntesis de etanol vía ácido sulfúrico.

a) Colunmna de lavado de gas residual; b) Absorbedor; c) Hidrolizador; d) Columna de

stripping; e) columna de lavado de etanol crudo; f) Tanque de etanol crudo; g)

Columna de destilación del dietil-éter; h) Columna de destilación de etanol.

La materia prima alimentada a este proceso debe tener entre un 35 y un 95 % de

etileno, siendo el resto metano y etano. No debe de haber otros alcoholes insaturados,

debido a que se formarían alcoholes secundarios. La absorción se lleva a cabo en un

reactor a 80 ºC y una presión de entre 1,3 y 1,5 MPa. La reacción es exotérmica, por

lo que se requiere refrigerar el reactor para que la temperatura no aumente, ya que a

medida que aumenta la temperatura aumenta la corrosión en el reactor.


130

La operación que conlleva un mayor coste energético es la tercera, donde es

necesario evaporar parte del agua para concentrar el ácido sulfúrico.

2.1.3. Proceso de hidrogenación directa

El proceso de hidrogenación directa evita el problema de la utilización del ácido

sulfúrico y con ello la tercera etapa del proceso anterior, que es la que tiene un

consumo de energía mayor [1,2]. Este proceso se descubrió de casualidad, cuando

por los años 1920 se mezcló vapor de etileno con alúmina y se constató que se

producía acetaldehído. Se culpó de la presencia de este compuesto a la aparición de

etanol en el proceso. En el año 1947 se construyó la primera planta en EE.UU. Hay

dos procesos principales: uno que utiliza un catalizador sólido y otro que utiliza un

catalizador líquido. Se realiza una mezcla entre el catalizador ya sea sólido o líquido, y

los reactivos vaporizados. El proceso esquemático se muestra en la siguiente figura:

Ilustración 34. Síntesis de etanol por hidrogenación directa.

a) Compresor; b) Intercambiador de calor; c) Calentador; d) Reactor; e) Lavador; f)

Tanque etanol crudo; g) Columna destilación extractiva; h) Columna de concentración;

i) Deshidratodor

Al proceso se introduce tanto el etileno como agua desionizada. Ambas corrientes

se vaporizan a una presión entre 6 y 8 MPa, saliendo del intercambiador a una

temperatura entre 250 y 300 ºC. La corriente se calienta entre 10 y 20 ºC antes de

entrar al reactor en forma gaseosa. Una vez salen la corriente producto del reactor, se


131

condensa y se separa la corriente líquida que contiene el etanol. Se elimina el gas que

pueda llevar esta corriente y posteriormente se separa el agua, que es devuelta al

reactor. La corriente de producto antes de separar el agua, contiene entre un 10 y un

25 % en peso de etanol. Para eliminar el gas disuelto en la corriente líquida, ésta se

descomprime, y la corriente gaseosa es devuelta al reactor ya que contiene parte del

etileno que no reacciona. La corriente de etanol se purifica hasta el grado requerido

según las especificaciones comerciales requeridas. Las condiciones óptimas a las que

se lleve a cabo el proceso depende del tipo de catalizador utilizado, de la temperatura,

de la presión, del tiempo de residencia en el reactor y del ratio molar utilizado en al

alimentación al proceso entre el agua y el etileno.

2.1.4. Otros métodos de obtención

A parte de los mencionados anteriormente, existen otras rutas que han sido

investigadas para llegar a obtener etanol. Se puede destacar tres rutas: la

hidrocarbonilación, la conversión a partir de gas de síntesis y la obtención a partir de

ácido acético, que es el objetivo de este proyecto y por tanto tendrá un capítulo aparte

debido a su importancia.

- Hidrocarbonilación de alcoholes [1,2]:

La reacción por la cual se produce este proceso es:

ROH + CO + 2H → RCH OH + H O

La reacción se lleva a cabo en presencia de un catalizador de cobalto a alta

presión y temperatura. Esta reacción fue descubierta en el año 1949 y lo que se

realiza con ella es el cambio de la longitud de las moléculas de los alcoholes.

Originalmente, se aplicó para producir metanol, pero se descubrió que añadiendo al

proceso determinados aditivos, como es el caso del yodo y combinando el catalizador

con otros metales, como por ejemplo el cobre, se conseguía una selectividad a etanol

de hasta un 89 % en peso.

- Conversión a partir del gas de síntesis [1,2]:

Como en el caso anterior, esta ruta originalmente buscaba la conversión del

monóxido y el hidrógeno en metanol. Pero con el paso de los años se ha ido


132

investigando con distintos catalizadores para poder obtener etanol al final del proceso

como componente mayoritario.

Hay dos tipos de catalizadores:

o Catalizadores heterogéneos [1,2]:

Los catalizadores más utilizados en este proceso son los óxidos de zinc, cromo y

cobre para la obtención de metanol. Investigadores del Instituto Francés del Petróleo

probaron a combinar estos catalizadores con otros elementos, como son el lantano o

el potasio, descubrieron que se formaba alrededor de un 20 % de etanol. Con un

catalizador que contenga Ni-Cu-Ba, se ha llegado a conseguir hasta un 46 % de

etanol.

o Catalizadores Homogéneos [1,2]:

El rutenio es el único que ha demostrado tener una alta selectividad a etanol en

este proceso de síntesis, llegando a lograr un 50 % de etanol.

2.1.5. Recuperación y purificación del etanol

En los últimos 20 años se han desarrollado distintas técnicas de destilación para

conseguir una recuperación cada vez más eficiente de etanol en los procesos de

obtención [1,2]. Los esfuerzos han ido encaminados tanto a mejorar la calidad del

producto obtenido en cuanto a elevar la concentración de etanol como a una

disminución del coste energético del proceso de destilación. Se puede distinguir dos

métodos para conseguir una corriente concentrada en etanol:

- Métodos de destilación.

- Métodos que no utilizan la destilación.

o Métodos de destilación [1,2].

El etanol forma un azeótropo con el agua al 95,35 % en peso. Para obtener una

concentración mayor de etanol se hace necesario realizar una deshidratación. Esto

normalmente se realiza añadiendo una cierta cantidad de benceno, que se usa como

agente solvente, donde se tiene un equilibrio ternario. Dependiendo del proceso de

producción, se tiene una concentración de etanol después del reactor de entre un 50%


133

(a partir de etileno) y un 10 % (a partir de la fermentación) en peso. Esto hace que se

requiera de varios procesos previos, como son [1,2]:

Desgasificación: mediante este proceso se eliminan los gases

disueltos en la corriente líquida producto proveniente del reactor.

Stripping con vapor: en este proceso se consigue inyectando

vapor en una columna se consigue concentrar el etanol entre un

75 y un 85 % en peso.

Columnas de extracción y rectificación: Con estas dos

columnas, se consigue concentrar al etanol hasta un 95 % en

peso.

Estos tres procesos son necesarios para concentrar la corriente de etanol. Una vez

realizado esto, se realiza la destilación azeotrópica. El proceso se produce a presión

atmosférica. El solvente más utilizado como anteriormente se ha mencionado es el

benceno. La corriente de etanol al 95 % se introduce en una columna de

deshidratación junto al solvente extractor. En esta columna, por fondo se recoge una

corriente de etanol al 99.98 % en peso recuperando por cabeza una azetrópo ternario

que es enfriado y enviado a una columna donde se recupera el agente añadido que es

devuelto a la columna de deshidratación. El esquema es el siguiente [1,2]:

Ilustración 35. Proceso de destilación etanol anhídro.


134

a) Columna de deshidratación; b) Decantador; c) Condensador; d) Enfriador; e)

Columna de stripping para hidrocarburos; f) Tanque.

El control y la eficiencia del proceso depende de:

- El uso de un decantador y un condensador normales hace que el coste de

inversión se reduzca.

- El uso de platos de alta eficacia de contacto.

- Bajo consumo de agente extractor.

- Un consumo de vapor de entre 1 y 1,5 kg de vapor por litro de etanol

producido.

En los procesos en los que se quiere conseguir etanol para automoción, el

benceno es sustituido por gasolina como agente extractor.

o Métodos que no utilizan proceso de destilación [1,2]:

Existen distintas técnicas para conseguir enriquecer el etanol aparte de los

métodos de destilación. Estos métodos tienen como característica principal que su

coste energético es significativamente menor que en el caso anterior. A continuación

se realiza una breve reseña de cada uno de ellos:

Proceso de extracción con solventes líquidos:

Esta técnica se basa que en que el etanol, cuando se mezcla con otros líquidos, es

inmiscible con agua. Así, se puede realizar una extracción de etanol con un disolvente,

que luego es fácilmente separable del etanol por destilación. Un ejemplo de solvente

es el ftalato de dibutilo. Este solvente tiene un punto de ebullición más elevado que el

etanol, con lo que es fácilmente separable mediante destilación.

Proceso de extracción con CO2.

Este proceso utiliza el CO2 en condiciones líquidas críticas, que son 31 ºC y una

presión de 7,1 MPa. Esta extracción y la posterior destilación para separar el CO2 tiene

un coste menor de un tercio que en la destilación azeotrópica.

Tamices moleculares:

Esta técnica utiliza tamices que son permeables al agua pero no al etanol,

consiguiendo así una separación de los dos compuestos. El sólido que compone los

tamices moleculares suelen ser zeolitas.


135

Tecnología de membranas:

Esta tecnología hace uso de membranas semipermeables de resinas. Consiste en

calentar el 94 % de la corriente de etanol alimentada al proceso ( el resto viene

recirculado) a 60 ºC, y es impulsado al pervaporardor que contiene las membranas

semipermeables. Parte del agua pasa a través de la membrana, pero en el interior del

equipo a la vez ocurre el cambio de fase de la corriente alimentada, y el vapor de agua

que se forma también pasa a través de la membrana gracias al vacío de 1 KPa que

existe dentro del equipo. De esta manera, se consigue separar el agua del etanol sin

tener en cuenta el azeótropo. La energía consumida en el proceso es el total de la

entalpía de vaporización y de condensación de las corrientes. El esquema es el

siguiente [1,2]:

Ilustración 36. Proceso de pervaporación.

a) Bomba; b) Calentador; c) Condensador; e) Bomba de vacío.

Si se introduce al equipo 1097 litros de etanol al 94 % en volumen se obtienen

1000 litros de etanol al 99,85 % en peso, y una corriente de subproducto permeado del

28 % en volumen de etanol. Como dato más destacable cabe reseñar que 1000 litros

de etanol anhidro, requieren 135 kg de vapor saturado a 200 KPa, 10 m3 de agua a 20

Cº y 15 kW de energía eléctrica.


136

ANEXO III. Tecnologías para la obtención de H2.

Para la obtención de H2 el proceso más utilizado a nivel industrial es el reformado

[4]. Esta tecnología se basa que en presencia de un catalizador (normalmente el más

utilizado níquel) el metano, los alquitranes y otros hidrocarburos ligeros reaccionan a

alta temperatura y se consigue como resultado CO y H2.

Son dos los procesos más utilizados:

- Steam Reforming.

- Autothermal Reforming.

3.1. Steam reforming (SMR)

Las reacciones que se dan en equilibrio en dicho proceso son [4,15]:

CH + H O ↔ CO + 3H

CO + H O ↔ CO + H

Las reacciones del reformado se ven favorecidas por la presión, con lo que estos

reactores trabajan a una presión de entre 1 y 3,5 MPa. Se usa vapor para favorecer la

conversión de los reactantes a H2 y para evitar la formación de shoot durante la

operación. La operación de forma segura de dicha planta depende de la temperatura y

presión de operación y de la cantidad de vapor que se alimente. La relación de

vapor/hidrocarburo que normalmente se utiliza depende de la forma de operar de la

instalación:

- 2:1 cuando se opera con reciclo de CO2

- 3:1 cuando se opera sin reciclo de CO2

- 2,5:1 cuando se opera en un reformador adiabático.

- Plantas antiguas: 5,5:1

La temperatura típica de operación se sitúa en el rango de 850⁰C a 1000⁰C. La

corriente de entrada al reformador se precalienta con la corriente de salida, así se

logra consumir menos combustible.


137

Una restricción importante para esta instalación es que al catalizador no le pueden

llegar más de 0.25 ppm de sulfuro. La vida útil de este catalizador se sitúa entre los 3 y

los 7 años.

3.2. Reformado autotérmico (ATR).

Combina el reformado con vapor y la oxidación parcial [4,15]. Parte de la

alimentación se oxida para dar el calor necesario para llevar a cabo el resto del

proceso. Se logra una relación de H2/CO más baja que en caso anterior.

El reactor por lo tanto se divide en dos secciones. La primera, se produce la

combustión para obtener CO2 y H2O y otra zona posterior donde se realiza el

reformado sobre el catalizador en base níquel.

La temperatura de operación de este equipo se sitúa entre los 900⁰C y 1000⁰C. En

este equipo no se necesita tubos excesivamente caros en su interior ni tampoco una

caldera auxiliar para proporcionar el calor necesario para el proceso, con lo que el

coste es entre un 50 y un 60 % menor respecto al SMR, excluyendo el coste de

separación de oxígeno.


138

Anexo IV Funcionamiento de PSA.

El funcionamiento del equipo se lleva a cabo en 5 pasos [16]:

1) Adsorción: Una vez la cámara se encuentra a la presión adecuada, se inyecta

la alimentación por el fondo del equipo. En este paso, se realiza la adsorción de las

impurezas que contiene la alimentación. Se cierra entonces la válvula del producto.

2) Despresurización en isocorriente: Realizada la adsorción se abre la válvula de

cabeza situada en la otra rama de salida de cabeza del equipo. De esta manera, se

comienza a bajar la presión en el interior de la cámara obteniéndose parte del

hidrógeno que no acabó de salir en el paso anterior más el que posiblemente quedó

retenido en el paso anterior en los intersticios del adsorbedor. Este será el producto

secundario que se utilizará para la represurización del equipo, ya que en principio

podría emplearse también para purgar, pero en este caso no es recomendable debido

a que se pierde eficiencia de recuperación de H2.

3) Despresurización en contracorriente: para terminar por bajar la presión en el

equipo, se abre la válvula de cola del mismo, obteniendo ahora un gas de descarga

rico en H2.

4) Purga: es necesaria la regeneración del adsorbente. Para ello, se utiliza parte

del gas de descarga obtenido anteriormente.

5) Represurización: para llevar de nuevo la cámara a la presión de operación,

como anteriormente se ha mencionado, se debe utilizar el gas obtenido por la

despresurización en isocorriente.

Pero para mayor claridad, se muestran en 5 figuras el funcionamiento de este

equipo:


139

Paso 3

En este paso, se termina de realizar la despresurizaciónde la cámara, pero en este caso en contra corriente al flujo de entrada del gas original

Paso 4

Aquí se realiza por fondo una purga para eleminarPosibles restos que hayan podido quedar en el equipo


140

Paso 5

Por último, se vuelve a realizar la presurizaciónde la cámara con parte del hidrógeno producido en la etapa anterior y con parte del gas de purga y vuelve a comenzar el ciclo

Ilustración 37. Pasos del ciclo de funcionamiento PSA.


141

Anexo V. Tablas de coste de equipos.

Intercambiadores Área (m2)

Coste equipo (€) Coste equipo sin corregir (€)

Coste corregido por material (€)

Coste corregido inflación (€)

Coste total de equipos (€)

INTER A/B 1 307,38 48542,12 48542,12 299107,30 393170,97 393170,97

INTER A/B 2 231,57 39863,32 39863,32 247431,65 325244,29 325244,29

INTER A/B 3 14,37 18736,43 18736,43 118534,41 155811,28 155811,28

INTER A/B 4 0,61 105804,93 105804,93 662082,06 870294,53 870294,53

INTER A/B 5 997,10 139592,68 139592,68 878304,76 1154515,24 1154515,24

INTER A/B 6 46,47 19852,47 19852,47 124909,98 164191,84 164191,84

INTER A/B 7 59,14 21061,17 21061,17 130376,40 171377,34 171377,34

INTER A/B 8 23,66 18328,72 18328,72 115322,65 151589,47 151589,47

INTER A/B 9 29,29 18543,06 18543,06 114788,37 150887,17 150887,17

INTER A/B 10 387,35 57959,74 57959,74 362801,48 476895,79 476895,79

INTER A/B 11 556,62 78848,05 78848,05 485846,67 638636,39 638636,39

INTER A/B 13 114,27 26867,91 26867,91 176936,57 232579,82 232579,82

INTER A/B 14 362,37 54988,13 54988,13 347877,65 457278,69 457278,69

INTER A/B 15 343,70 52785,34 52785,34 335821,61 441431,24 441431,24

INTER A/B 16 920,41 128346,69 128346,69 805176,66 1058389,71 3175169,12

INTER A/B 17 552,81 78363,45 78363,45 482860,66 634711,33 634711,33

INTER A/B 19 1549,1 228796,85 228796,85 1448552,83 1904095,69 1904095,69

INTER A/B 18 21,63 18308,11 18308,11 120566,68 158482,65 158482,65


142

INTER A/B 20 8,10 20924,62 20924,62 131655,84 173059,15 173059,15

INTER A/B 21 634,37 88895,47 88895,47 559322,43 735218,91 735218,91

INTERCD1_1 432,75 63432,54 63432,54 417730,12 549098,46 549098,46

INTERCD1_2 432,75 63432,54 63432,54 417730,12 549098,46 549098,46

INTERCD2 790,56 109950,20 109950,20 724068,56 951774,63 951774,63

INTERCD4 790,56 109950,20 109950,20 724068,56 951774,63 951774,63

INTERRB1_1 31,50 36462,24 36462,24 228699,31 300620,98 300620,98

INTERRB1_2 31,50 36462,24 36462,24 228699,31 300620,98 300620,98

INTERRB2 97,22 95134,85 95134,85 626503,25 823526,85 823526,85

INTERRB4 86,16 84068,73 84068,73 553628,17 727733,91 727733,91

17718889,79 Tabla 68. Coste de Intercambiadores de calor


143

Recipientes Altura (m2)

Volumen (m3)

Coste de Platos (€)

Coste equipo (€)

Coste equipo sin corregir (€)




Reactor Acético 100,00 66680,68 66680,68 418234,54 549761,51 549761,51

Reformador 6,00 8155,18 8155,18 51150,93 67236,94 67236,94

Reactor Etanol 75 67902,65 67902,65 99566,98 105154,86 105154,86

Flash1 55,84 40612,48 40612,48 254729,59 334837,30 334837,30

Flash2 4,35 6723,41 6723,41 42170,56 55432,41 55432,41

Flash3 0,05 1251,05 1251,05 7846,85 10314,53 10314,53

Flash4 7,95 9732,24 9732,24 61042,55 80239,29 80239,29

Flash 5 7,25 9181,72 9181,72 57589,60 75700,45 75700,45

Flash 6 0,00 1150,52 1150,52 7216,26 9485,64 9485,64

Absorbedor 1,70 8,32 3905,23 10019,46 13924,70 66749,32 87740,73 87740,73

Torre Destilación 1_1 21,55 147,72 176623,97 94593,50 271217,48 769933,34 1012063,02 1012063,02

Torre Destilación 1_2 21,55 147,72 176623,97 94593,50 271217,48 769933,34 1012063,02 1012063,02

Torre Destialción 2 30,55 303,29 409019,3 187090,66 596110,05 1582489,43 2080152,86 2080152,86

Torre Destilación 4 30,55 303,29 409019,3 187090,66 596110,05 1582489,43 2080152,86 2080152,86

7520335,43 Tabla 69. Coste de recipientes a presión


144

Coste Calderas

Área (m2)

Volumen (m3)

Coste equipo (€) Coste equipo sin corregir (€)




Caldera 2 936 158278,96 158278,9617 614652,3022 807948,9937 807948,9937 Caldera 1 30,7 12358,61 12358,6163 47992,8089 63085,65268 63085,65268 871034,6464

Tabla 70. Coste de calderas

Tabla 4. Coste de compresores.


Coste equipo (€)





Compresor 1 1357,39 349101,01 349101,01 2007330,83 2638598,95 2638598,95

Compresor 2 1013,89 282133,59 282133,59 1622268,17 2132441,27 2132441,27

Compresor 3 1506,26 375961,51 375961,51 2161778,69 2841617,79 2841617,79

Compresor 4 1661,61 402830,87 402830,87 2316277,50 3044703,60 3044703,60

Compresor 5 816,00 239595,94 239595,94 1377676,66 1810930,29 1810930,29

Compresor 6 910,67 260368,08 260368,08 1497116,47 1967931,69 1967931,69

Compresor7A 2455,54 525672,67 525672,67 3022617,88 3973174,86 3973174,86

Compresor 7B 2455,54 525672,67 525672,67 3022617,88 3973174,86 3973174,86

Compresor 8A 2315,61 505506,74 505506,74 2906663,74 3820755,30 3820755,30

Compresor 8B 2315,61 505506,74 505506,74 2906663,74 3820755,30 3820755,30

Compresor 8C 2315,61 505506,74 505506,74 2906663,74 3820755,30 3820755,30

Compresor 9A 2418,27 520354,45 520354,45 2992038,12 3932978,33 3932978,33

Compresor 9B 2418,27 520354,45 520354,45 2992038,12 3932978,33 3932978,33


145

Compresor 10 2201,45 488632,36 488632,36 2809636,08 3693214,26 3693214,26 Compresor 11A 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49 Compresor 11B 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49 Compresor 11C 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49 Compresor 11D 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49 Compresor 11E 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49

Compresor 11F 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49

Compresor 12 1601,17 392510,11 392510,11 2256933,11 2966696,50 2966696,50 Compresor 13A 1980,85 454848,44 454848,44 2615378,52 3437866,31 3437866,31 Compresor 13B 1980,85 454848,44 454848,44 2615378,52 3437866,31 3437866,31 Compresor 14A 2837,37 578087,13 578087,13 3324001,02 4369337,38 4369337,38 Compresor 14B 2837,37 578087,13 578087,13 3324001,02 4369337,38 4369337,38

Compresor14C 2837,37 578087,13 578087,13 3324001,02 4369337,38 4369337,38

Compresor14D 2837,37 578087,13 578087,13 3324001,02 4369337,38 4369337,38

97755935,75 Tabla 71. Coste de compresores


146


Coste equipo (€)





Turbina 1 150 99365,11058 99365,11 606127,17 796742,87 796742,87

Tabla 72. Coste de turbina

Equipo Potencia Coste equipo (€)





Bomba 1 90,23 12079,49 12079,49 79566,92 104589,24 104589,24

Bomba 2 0,60 2425,93 2425,93 15979,48 21004,72 21004,72

Bomba 3 15,03 4627,53 4627,53 30510,52 40105,51 40105,51

Bomba 4 13,16 4384,30 4384,30 18660,16 24528,44 24528,44

Bomba 5 11,35 4139,12 4139,12 27290,32 35872,62 35872,62

Bomba 6 28,37 6190,34 6190,34 33619,21 44191,82 44191,82

Bomba 7 667,50 58550,95 58550,95 348941,32 458676,86 458676,86

Bomba 8 60,00 9349,69 9349,69 57160,50 75136,41 75136,41

804105,62 Tabla 73. Coste de bombas


147

Tabla 7. Coste de distintas unidades de proceso.

Coste PSA (€) 26122601,05 Coste PSA para 9600 kmol/h en 1993 (€) 23000000 Corriente entrada PSA kmol/h 3393,41586 Factor escala 0,7 Factor de auxiliares 1,63 Coste ASU (€) 3877811,433 Coste kWh/kgO2 puro 0,3 Coste para 2002 para 1000 t/dia de O2 (€) 53000000 Factor Escalado 0,7 Corriente ASU t/dia O2 15,912 Coste SELEXOL (€) 4399033,469 Coste para 9909 kmol/h CO2 (€) 44000000 Corriente entrada kmol/h CO2 151 Factor escala 0,7 Factor auxiliares 1,87 Coste reformador ATR (€) 3183778,339 Coste para 5800 kmol/h metano (€) 16900000 Corriente entrada metano kmol/h 1140 Factor escala 0,6 ATR reduce coste a la mitad 0,5

Tabla 74. Coste de unidades de proceso


148

Coste total de equipos

Coste (mil. €) % del coste total

Intercambiadores 17,71888979 9,234558927 Recipientes a presión 7,520335429 3,919375395 Compresores 82,93385341 43,22266041 Bombas 0,762093651 0,397180569 Turbinas 0,796742872 0,415238714 PSA 1 26,12260105 13,61432356 SELEXOL 4,399033469 2,292645548 ASU 3,877811433 2,021000108 ATR 3,183778339 1,659290679 Calderas 0,871034646 0,453957379 Total 148,2281861

100

Tabla 75. Coste porcentual de los equipos

Electricidad Precio (€/kwh) 0,06 Consumo equipos (kwh) 53380,93 Coste (€) 27672676,1

Tabla 76. Coste energía eléctrica


149

Ilustración 38. Coste porcentual de unidades.

Intercambiadores12%

Recipientes a presión 5%

Compresores56%

Bombas0%

Turbinas0%

PSA 18%

SELEXOL3%

ASU3%

ATR2%

Calderas1%

Coste unidades


150

Referencias consultadas.

1. Ethanol. Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology.

2. Ethanol Ullman’s Encyclopedia

3. Acetic acid. Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology. Pag 115-134.

4. Gas production. Ullman’s Encyclopedia

5. Molecular sieve dehydrators. How they became the industry standard and how they

work. Autor: R.L. Bibb Swain. Delta-T Corporation, Williamsburg, Virginia, USA.

6. Acetic Acid Synthesis by Catalytic Carbonylation of Methanol. Autor: Anthony

Haynes. Department of Chemistry, University of Sheffield, Dainton Building, Brook

Hill,Sheffield S3 7HF, UK. Publicación : 25 May 2006.

7. Acetic acid. Ullmans Encyclopedia. Autor: Hosea Cheung, Robin S. Tanke,

Celanese , G. Paul Torrence, Celanese Ltd., Chemicals Division, Technical Center,

Corpus Christi, Texas 78469, United.

8. High productivity methanol carbonylation catalysis using iridium. The CativaTM

process for the manufacture of acetic acid. Autores: Glenn J. Sunley_, Derrick J.

Watson. BP Chemicals, Hull Research and Technology Centre, Saltend, Hull HU12

8DS, UK.

9. BP Global. Reports and publications - Passing the acid test. 2008

10. Patente: EP0643034B, proceso de producción ácido acético mediante método

CATIVA.

11. Patente: US7863489B2: Proceso de formación de etanol a partir de ácido acético

con platino como catalizador.

12. Integrated Design and Simulation of Chemical Processes. Alexander Dimian. Ed

Elsevier.

13. Analysis, Synthesis and Design of Chemical Processes (Prentice Hall International

Series in the Physical and Chemical Engineering Sciences). Richard Turton.

14. Future prospect for production of methanol. Hamelinck. 2001

15. Introduction to PSA. http://www.esselinkbv.com/descr.html

16. Apuntes de la asignatura Simulación y Optimización de Procesos Químicos.

17. Guía de Aspen Plus. Aspen Engineering Suite 2004.1: Getting Started:

Building and Running a Process Model

18. Tamices moleculares. http://es.scribd.com/doc/57241690/15/Figura-8-Tamiz-

molecular


151

19. Evaluación de la deshidratación de alcohol carburantemediante simulación de

procesos. Autores: Julián Andrés Quintero, María Isabel Montoya, Óscar Julián

Sánchez y Carlos Ariel Cardona.

20. Applied Process Design for Chemical & Petrochemical Plants. Cap 10. Pag 93-96.

2011 Elsevier

21. Análisis económico de Procesos Químicos. Autor: Pedro Ollero de Castro. 2006.

22. Apuntes simulación sobre economía de los procesos químicos. Autores: Pedro

Ollero de Castro, Alberto Gómez Barea, Ángel Villanueva Perales. 2006

23. CEPCI: http://es.scribd.com/doc/30495605/VARIACION-DE-CEPCI

24. Costes de materias primas en el mercado: http://www.icispricing.com

25. Mercado del ácido acético:

http://www.sriconsulting.com/CEH/Public/Reports/602.5000/

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