Pfc Hidrolisis Etileno

Modelado y simulación de una planta de producción de etanol por hidratación directa de etileno 1

MODELADO Y SIMULACIÓN DE UNA PLANTA DE PRODUCCIÓN DE ETANOL

POR HIDRATACIÓN DIRECTA DE ETILENO

PROYECTO FIN DE CARRERA

Autor: Germán González Gil

Tutor: Ángel L. Villanueva Perales

Departamento de Ingeniería Química y Medioambiental

Escuela Técnica Superior de Ingenieros

Universidad de Sevilla

Sevilla, Abril de 2011


1.- ÍNDICE

1.-ÍNDICE ..…………………………………………………………………………...........................................2

2.- ANTECEDENTES, ALCANCE Y OBJETIVOS ..…………………………………………………………......4

3.- RESUMEN ………………………………………..………………………………….....................................5

4.- RUTAS DE PRODUCCIÓN DE ETANOL

a. INTRODUCCIÓN ……………………………..……………………………………………….……….....7

b. ESTUDIO DE ALTERNATIVAS ………….……………………………………………….…..……….8

c. PRODUCCIÓN DE ETANOL VÍA HIDRATACIÓN DIRECTA DEL ETILENO ………….13

i. Química del proceso……………………………………………..……………..…..…..13

ii. Catalizadores……………………………………………………………………..….……..15

iii. Cinética de la reacción……………………………………………………..…....…….16

iv. Constantes de equilibrio…………………………………………………...………….17

v. Efectos de las variables del proceso……………………………..…………….…19

vi. Descripción del proceso industrial..…………………………….….……….……20

5.- MODELADO DEL PROCESO DE PRODUCCIÓN DE ETANOL VIA HIDRATACIÓN DIRECTA

DEL ETILENO

a. INTRODUCCIÓN………………………………………………………………………….…….……..23

b. DEFINICIÓN DE LA PLANTA A MODELAR Y SIMULAR

i. Producción a capacidad nominal.………………………..……....................23

ii. Descripción de la planta y diagrama de flujo……………………….……….24

c. DISEÑO DE LA PLANTA PARA LA CAPACIDAD NOMINAL

i. Datos de partida……………………………………………………………….…..……...31

ii. Metodología……………………………………………………...............................31

iii. Diseño de equipos…………………………………………………………………….…..38

iv. Comparativa con datos de referencia……………………….……….…..……..45

d. INTEGRACIÓN ENERGÉTICA DE LA PLANTA ……………………………….……..……...45

e. RESULTADOS DE LA SIMULACIÓN EN RÉGIMEN PERMANENTE…….….……….49

6.- ESTUDIO DE VIABILIDAD ECONÓMICA DE LA PLANTA

a. COSTES DE INVERSIÓN…………………………………………………………………..….……..50

b. COSTES DE OPERACIÓN ANUALES…………………………………………………………....53

c. ESTIMACIÓN DE LOS INGRESOS ANUALES POR VENTAS………………..….……..55

d. ESTIMACIÓN DEL COSTE DE PRODUCCIÓN………………………………….….……....55

e. MODELO FINANCIERO………………………………………..…………………….….………….56

f. RESULTADOS…………………………………………………………………………………………….58

7.- CONCLUSIONES…………………………………………………………………………………………………….61

8.- REFERENCIAS………………………………………………………………………………………………………..62


9.- ANEXOS

a. ANEXO A: TABLAS DE DATOS DE LAS CORRIENTES EN EL PUNTO DE

DISEÑO…………………………………………………………………………………………………....65

b. ANEXO B: TABLAS DE DATOS DE LOS EQUIPOS DISEÑADOS……………….…….72

c. ANEXO C: TABLAS DE RESULTADOS ECONÓMICOS EN EL PUNTO NOMINAL

DE DISEÑO……………………………………………………………………….………………………82


2.- ANTECEDENTESS, ALCANCE Y OBJETIVOS

El objetivo del presente proyecto es simular una planta de producción de

etanol mediante hidratación directa del etileno y, a partir de ella, calcular los

requerimientos energéticos que tendría y estudiar su viabilidad económica frente a la

ruta convencional de producción de etanol.

La elección de la vía de hidratación directa del etileno se debe a que el presente

proyecto es parte de uno de mayor envergadura que realiza el Grupo de Bioenergía de

la Universidad de Sevilla cuyo objetivo es el estudio de la producción de etanol por

rutas indirectas a partir de biomasa. Una de las posibles rutas consiste en transformar

la biomasa en gas de síntesis mediante gasificación para, posteriormente, sintetizar

metanol y éste a olefinas (en su inmensa mayoría etileno) que son finalmente

convertidas en etanol. Aún así, se describen y comparan brevemente otras rutas para

la producción de etanol como son la hidratación indirecta del etileno (tecnología

obsoleta que era la anteriormente usada a la propuesta aquí) y la fermentación de

azúcares de plantas (forma de producción de etanol más importante en la actualidad,

concentrando un 95% de la producción mundial). El etanol obtenido ha de poder ser

usado como combustible de vehículos a motor [ACE08].


3.- RESUMEN

En este capítulo se trata de resumir todo el trabajo realizado a lo largo de la

elaboración del proyecto.

Como punto de partida se estudian las diferentes alternativas posibles para la

producción de etanol deshidratado. Una vez analizadas las distintas alternativas se

decide decantarse por la vía de la hidratación directa del etileno. La descripción

detallada del proceso se realizará en el Capítulo 5, pero a continuación se hará un

breve resumen del mismo.

Una vez elegida la ruta que se desea emplear, se establece que la capacidad

nominal de la planta será de 200.000 toneladas al año de etanol deshidratado. Cuando

se tiene claro el proceso a seguir se comienza implementando en el software Aspen

Plus 2006.5 la planta descrita, que ha de operar con unas condiciones lo más similares

posibles a las de las plantas reales. Apoyándose siempre en Aspen, se realizan los

balances de materia y energía de cada una de las corrientes y equipos que componen

la planta, imprescindibles para un posterior análisis económico

Se estudia también la integración energética de la planta, es decir, las

posibilidades de aprovechamiento energético de las distintas corrientes y las

necesidades de energía extra en forma de calor o electricidad (si las hubiere). El

objetivo ideal sería conseguir que la planta sea autosuficiente, es decir, que no sea

necesario un aporte de energía exterior para que el proceso siga produciéndose

indefinidamente. La aportación de energía térmica extra se valora realizarla mediante

la quema de gas natural o la quema de biomasa.

Además, se calcula la función de beneficio de la planta a partir de las ganancias

producidas por la venta de productos (etanol y corriente de ligeros) y de materias

primas, corrientes de servicio y el gasto eléctrico. Esta función de beneficio se emplea

como factor objetivo a la hora de optimizar la producción.

Los principales resultados obtenidos durante le realización del proyecto

aparecen recogidos en la siguiente tabla:


Principales resultados obtenidos

Producción de Etanol (kg/h) 22888,29

Producción de ligeros (kg/h) 861,23

Concentración dietiléter en ligeros (%) 62,20

Caudal de purga (kg/h) 545,66

Concentración de etileno en purga (%) 95,60

Agua residual(kg/h) 2344,32

Consumo de Gas natural (Caso 1)(kg/h) 245,45

Consumo de biomasa (Caso 2)(kg/h) 695,01

Tabla 1. Principales resultados obtenidos.


4.- RUTAS DE PRODUCCIÓN DE ETANOL

a. INTRODUCCIÓN

El alcohol etílico, cuya formula es CH3CH2OH, es uno de los compuestos

químicos orgánicos que contienen oxígeno más versátiles, siendo utilizado como

germicida, disolvente, anticongelante, combustible, para la elaboración de fármacos y

como intermedio para la producción de otros productos químicos. Asimismo, es un

componente funcional de las bebidas alcohólicas. La síntesis química del etanol se

realiza normalmente a partir de los recursos petrolíferos por hidratación del etileno

presente en ellos. Este etanol industrial ha encontrado un gran campo de aplicación.

El etanol industrial puede ser producido sintéticamente a partir del etileno o

mediante la fermentación de azúcar, celulosa o almidón. El segundo proceso copa el

95% de la producción mundial de etanol y se espera que su proporción siga creciendo

[CHR03]. La siguiente gráfica muestra cómo ha evolucionado con el tiempo esta

proporción (a partir del 2003 los datos son estimaciones):

Figura 1. Distribución de la producción de etanol con el tiempo.

Para la producción de etanol sintético a partir de etileno existen dos vías

alternativas:

-Hidratación indirecta del etileno: Se basa en la absorción de un gran volumen de

etileno en ácido sulfúrico concentrado, formándose etanol y algo de dietiléter (5-

10%) cuando la solución ácida es diluida con agua [COT61].

-Hidratación directa del etileno: Este proceso se creó como alternativa a la

hidratación indirecta del etileno para evitar el uso de ácido sulfúrico. La primera


planta comercial de etanol por esta vía data del año 1948 y pertenecía a Shell

[NEL54]. La vía hidratación directa del etileno para producir etanol ha desplazado

totalmente al proceso mediante hidratación indirecta desde 1970. Por tanto, el

presente texto se centrará en la producción de etanol sintético por hidratación

directa del etileno.

Las propiedades del etanol, tanto físicas como químicas dependen fuertemente

del grupo hidroxilo que dota de polaridad a la molécula. El alcohol en condiciones

normales es un líquido incoloro, volátil e inflamable. Es miscible en todas proporciones

con agua, acetona, benceno y otros disolventes orgánicos. El alcohol anhidro es

higroscópico, llegando a tomar agua hasta un 0,3-0,4% de su peso. La mezcla

azeotrópica de agua y alcohol se produce cuando hay un 95,57% p/p de alcohol y un

4,43% de agua. Esta es la máxima concentración de alcohol que se podría obtener en

una destilación normal. Para obtener un alcohol anhidro es necesario deshidratar el

azeótropo, cosa que se puede hace por diversos métodos. En los últimos años, el uso

de alcohol deshidratado como combustible ha sufrido un aumento exponencial

[CHR03].

La producción mundial total de etanol en 2008 fue de más de sesenta mil

millones de litros. El mercado del etanol sufre un crecimiento anual del 1,6%. La

producción del mismo por la vía de la deshidratación del etileno se ha vuelto

recientemente menos competitiva debido al aumento de los precios del etileno,

provocando el cierre de muchas instalaciones basadas en este proceso [NEX06].

La producción de alcohol sintético se concentra en las manos de unas pocas

multinacionales, siendo las más importantes Sasol (que opera en Sudáfrica y

Alemania), SADAF (Arabia Saudí), British Petroleum y Equistar (USA) [CHR03].

b. ESTUDIO DE ALTERNATIVAS

Existen dos rutas principales de producción de alcohol sintético a partir de

etileno, la vía mediante hidratación indirecta del etileno y la vía por hidratación directa

del etileno. Además se describe brevemente la ruta de producción de etanol más

usada en la actualidad; la fermentación de azucares procedentes de sustancias

vegetales para dar bioetanol.

-Vía hidratación indirecta del etileno: Se basa en la absorción de un gran volumen de

etileno en ácido sulfúrico concentrado, formándose etanol y algo de dietiléter (5-10%)


cuando la solución ácida es diluida con agua. La producción de éter se puede controlar

variando las condiciones (proporción etileno/ácido sulfúrico y condiciones de

hidrólisis). Los pasos a seguir en este proceso son las siguientes:

(1) Absorción de etileno en ácido sulfúrico concentrado.

CH2=CH2 + H2SO4 ↔ CH3CH2OSOH

2CH2=CH2 + H2SO4 ↔ (CH3CH2O)2SO2

(2) Hidrólisis.

CH3CH2OSOH + H2O ↔ CH3CH2OH + H2SO4

2CH3CH2O)2SO2 + H2O ↔ 2CH3CH2OH + H2SO4

(3) Reconcentración del ácido sulfúrico diluido.

(4) Deshidratación

TREN DE

ABSROBEDORES

HIDROLIZADORES

PURGA

TREN DE

DESTILACIÓNDESHIDRATADOREtileno

Agua

Gases

Desecho

Etanol

húmedo

Ácido

sulfúrico

Débil (50-60%)

Etanol

seco

EVAPORADORFORTIFICACIÓNÓleum

Ácido

sulfúrico

(96-98%)

Figura 2. Diagrama de bloques del proceso de hidratación indirecta de etileno

La alimentación contiene entre 35 y 95% de etileno, y el resto de gases son

metano y etano. Algunos hidrocarburos insaturados son indeseables porque su

presencia lleva a la formación de alcoholes secundarios.

La absorción se lleva a cabo haciendo pasar a contracorriente el etileno a través

de ácido sulfúrico (95-98%) en un reactor de columna de borboteo a 80º C y 1,3-1,5

Mpa [BET26]. La absorción es exotérmica y se requiere refrigeración para estar por

debajo del límite a partir del cual se producen corrosiones [MOR51]. La absorción

aumenta cuando esta presente hidrosulfato de etilo [VALL51]. Este incremento se

debe a la mayor solubilidad del etileno en este compuesto que en ácido sulfúrico.

El absorbato que contiene los etilsulfatos mezclados es hidrolizado con agua

suficiente como para producir una solución ácida con un 50-60% de sulfúrico. La


mezcla de la hidrólisis es separada en una columna de stripping para dar por cola ácido

sulfúrico diluido y por cabeza una mezcla gaseosa de alcohol, éter y agua. Esta mezcla

que sale por cabeza es lavada con agua o hidróxido sódico diluido y posteriormente es

purificada por destilación [SHI37] [MUL57]

El principal subproducto de la reacción entre etanol y dietilsulfato es el

dietiléter. Varios métodos han sido propuestos para disminuir su formación,

incluyendo la separación del dietilsulfato en los productos de reacción [BAN49]. El

dietilsulfato no solo provoca la formación de dietiléter, sino que además hace más

difícil la hidrólisis a alcohol. La constante de equilibrio para la hidrólisis del hidrosulfato

de etilo es muy poco sensible a la temperatura, y el rendimiento de la reacción es

proporcional a la cantidad de ión hidrógeno [KRE10].

La reconcentración de ácido sulfúrico diluido (50-60%) es una de las

operaciones más costosas en la producción de etanol por esta vía. Un reboiler ácido

seguido de un sistema de evaporación a vacío de dos etapas, deja la concentración de

ácido entorno al 90%. Este ácido es luego llevado al 96-98% fortificándolo con 103%

óleum (ácido sulfúrico fumante)

La acumulación de materiales carbónicos en el ácido sulfúrico es uno de los

mayores problemas de la concentración ácida [LEC58]. Otro problema es la corrosión.

Los recipientes son de acero con bajo contenido en carbono y alineados con plomo o

ladrillo. Las tuberías suelen ser de plomo [CAR62].

- Vía hidratación directa del etileno: La hidratación de etileno a etanol es una relación

reversible controlada por el equilibrio:

CH2=CH2 + H2O ↔CH3CH2OH (g) H= -43,4 KJ/mol

Siendo el dietiléter el principal subproducto.

Existen numerosos catalizadores para la hidratación del etileno. La mayoría de

ellos son ácidos porque la reacción conlleva la presencia de carbocationes. De todas

maneras, solo catalizadores de ácido fosfórico soportados por tierras de diatomeas

(Celita), montmorrillonita, bentonita y sílicagel son de importancia industrial.

La conversión esta limitada para bajas temperaturas por el catalizador y para

altas temperaturas por consideraciones de equilibrio. Un aumento en la presión

incrementa la producción de etanol, pero presiones muy altas provocan la

polimerización del etileno.


En el proceso de hidratación directa, un gas rico en etileno es comprimido,

combinado con agua de proceso, calentado hasta la temperatura deseada de reacción

y alimentado a un reactor de lecho catalítico (impregnado en ácido fosfórico) donde se

convierte a etanol.

El producto del reactor es refrigerado mediante un intercambiador de calor con

la corriente de alimentación al reactor y es separado en una corriente de líquido y otra

de gas. La corriente líquida va al sistema de refino del etanol y la corriente vapor es

lavada con agua para quitarle el etanol contenido en ella. Hay una pequeña corriente

de purga del etileno recirculado. El etanol es purificado mediante destilación en dos

etapas seguida de deshidratación.

REACCIÓNEtileno FLASH DESTILACIÓN DESHIDRATACIÓN

Agua

Ligeros

Etanol

Seco

Gases

Agua Etanol

Húmedo

Purga

LAVADORGases

Líquidos

Figura 3. Diagrama de bloques del proceso de hidratación directa de etileno

- Vía fermentación de azúcares: El etanol se produce por la fermentación de los

azúcares contenidos en la materia orgánica de las plantas. En este proceso se obtiene

el alcohol hidratado, con un contenido aproximado del 5% de agua [SHI06], que tras

ser totalmente deshidratado se puede utilizar como combustible.

Este bioetanol se obtiene a partir de la remolacha (u otras plantas ricas en

azúcares), de cereales, de alcohol vínico y de biomasa entre muchas otras materias

primas. En general, se utilizan dos familias de productos para la obtención del alcohol

[ULL07]:

- Azucares, procedentes de la caña (vías más desarrollada y rentable en la

actualidad) o la remolacha.

- Cereales, mediante la fermentación de los azúcares del almidón.

Un esquema general del proceso de producción del de bioetanol, muestra las

siguientes fases:


- Dilución: Es la adición del agua para ajustar la cantidad de azúcar en la mezcla o

(en última instancia) la cantidad de alcohol en el producto. Es necesaria porque la

levadura, usada más adelante en el proceso de fermentación, puede morir debido

a una concentración demasiado alta del alcohol [GON84].

- Sacarificación: La conversión es el proceso de convertir el almidón/celulosa en

azúcares fermentables. Puede ser lograda por el uso de la malta, extractos de

enzimas contenidas en la malta, o por el tratamiento del almidón (o de la celulosa)

con el ácido en un proceso de hidrólisis ácida [SCH77].

- Fermentación: La fermentación alcohólica es un proceso anaeróbico (en ausencia

de oxígeno) realizado básicamente por levaduras. A partir de la fermentación

alcohólica se obtienen un gran número de productos, entre ellos el alcohol

[AGR50].

- Destilación o deshidratación: Se separa el agua del alcohol mediante columnas de

destilación hasta la composición del azeótropo agua-etanol. Posteriormente se

deshidrata totalmente el etanol mediante tamices moleculares.

MAÍZ

TRIGO

CEBADA

SORGO

REMOLACHA

CAÑA AZÚCAR

MELAZA

MADERA

RSU

RESIDUOS DE

PODAS

ALMIDON

CELULOSAS

HIDRÓLISIS

HIDRÓLISIS

AZÚCARESFERMENTACIÓN

DESTILACIÓN

ETANOL

HIDRATADODESHIDRATACIÓN

ETANOL

DESHIDRATADO

Figura 4. Diagrama de bloques del proceso producción de etanol por fermentación de

azúcares

Otra alternativa a las cosechas dedicadas a fines energéticos, son los materiales

lignocelulósicos que ofrecen un mayor potencial para la producción de bioetanol, el

uso de residuos de procesos agrícolas, forestales o industriales, con alto contenido en

biomasa.

Estos residuos pueden ser residuos sólidos urbanos, paja de cereal, “limpias”

forestales, cáscaras de cereal o de arroz, entre muchos otros. Los residuos tienen la

ventaja de su bajo coste, ya que son la parte no necesaria de otros productos o


procesos, salvo cuando son utilizados en la alimentación del ganado. Los residuos

sólidos urbanos tienen un alto contenido en materia orgánica, como papel o madera,

que los hace una potencial fuente de materia prima, pero debido a su diversa

procedencia pueden muchas veces contener otros materiales cuyo pre-proceso de

separación podría incrementar el precio de la obtención del bioetanol. También

pueden utilizarse residuos generados en algunas industrias, como la papelera, la

hortofrutícola o la fracción orgánica de residuos sólidos industriales.

Los residuos de biomasa contienen mezclas de celulosa, hemicelulosa y lignina.

Así, para obtener los azúcares a partir de la biomasa, ésta es tratada con ácidos o

enzimas que facilitan su obtención. La celulosa y hemicelulosa son hidrolizadas por

enzimas o diluidas por ácidos para obtener glucosa, que es entonces fermentada. Los

principales métodos para extraer estos azúcares son tres: la hidrólisis con ácidos

concentrados [SHE86], la hidrólisis con ácidos diluidos [HAR85] y la hidrólisis

enzimática [WOR09].

El bioetanol obtenido a partir de azucares y almidón es llamado de primera

generación mientras que el alcohol obtenido a partir de lignocelulosa es llamado de

segunda generación.

c. PRODUCCIÓN DE ETANOL POR HIDRATACIÓN DIRECTA DEL ETILENO

En este apartado se describe con detalle cómo se produce la reacción principal

del proceso de hidratación directa del etileno para formar etanol y se nombran

brevemente las reacciones secundarias que este proceso conlleva. A continuación se

describen los distintos catalizadores de uso industrial empleados para producir la

reacción, su cinética (para uno de estos catalizadores), y su constante de equilibrio. Por

último se detallan y discuten los valores de las principales variables del proceso y éste

es ampliamente descrito.

i. Química del proceso

La hidratación de etileno a etanol es una reacción reversible controlada por el

equilibrio:

CH2=CH2 + H2O ↔ CH3CH2OH (g) H= -43,4 KJ/mol

Esta reacción sigue un mecanismo compuesto de cuatro pasos [NEL54]:

1) Formación del complejo mediante la adición de un protón a la molécula de


etileno.

2) Conversión del complejo a un carbocatión: Este paso es el más lento y por tanto

el que controla la reacción

3) Adición de agua al carbocatión:

4) Extracción de un protón del etanol protonado.

Industrialmente, esta reacción tiene lugar a una presión comprendida entre 6 y

8 Mpa y a unas temperatura de 250-300 ºC, obteniéndose una baja conversión por

paso (entre el 6 y el 8%), y una selectividad a etanol superior al 95%.

En los reactores dedicados a la hidratación directa del etileno se producen

también las siguientes reacciones secundarias de importancia:

- El dietiléter puede formarse a partir de alcohol o, inversamente, el éter puede

hidratarse para formar etanol.

2CH3CH2OH ↔ (CH3CH2)2O +H2O

Esta reacción se ve favorecida a bajas temperaturas. Por evitarla se recomienda una

temperatura mínima de la mezcla a la entrada del reactor de 250 ºC

- Si la alimentación de etileno tiene trazas de acetileno, se forma acetaldehído,

mediante la reacción:

C2H2 + H2O ↔CH3CHO

La formación de acetaldehído es particularmente indeseable porque conlleva la

posterior formación de crotonoaldehído [CAR62], que actúa como un veneno para los

catalizadores usados en la producción de etanol por hidratación directa del etileno. Por

ello que resulta conveniente una concentración máxima de acetileno en el etileno

alimentado del nivel de partes por millón [SMI58].

La reacción de formación del crotonoaldehído es la siguiente:

2CH3CHO ↔ CH3CH(OH)CH2CHO ↔ CH3CH=CHCHO + H2O

Una ppm de crotonoaldehído hace decrecer el tiempo del test del

permanganato de 60 a 30 min. El test del permanganato es un control de calidad

estándar de las impurezas oxidables de productos como el etileno, el etanol, el

metanol, la acetona, etc. Sin embargo, cabe remarcar que para su uso como

combustible, el etanol no tiene limitaciones en lo que a tiempo del test de

permanganato se refiere. Por tanto, los intentos de suprimir la formación de

cortonoaldehído en el proceso que aquí se muestra tienen como único objetivo el

evitar que éste envenene los catalizadores.


Actualmente, los etilenos comerciales suelen tener muy baja concentración de

acetileno (entre 5 y 10 ppm), por lo que la formación de crotonoaldehído no supone

un problema. De todas maneras, ambos aldehídos pueden ser hidrogenados hasta sus

respectivos alcoholes saturados en el caso de que su concentración fuera lo

suficientemente elevada como para resultar perjudicial (lo cual como se verá más

adelante, no ocurre en este proceso).

CH3CHO + H2 ↔ CH3CH2OH

CH3CH(OH)CH2CHO + 2H2 ↔ C4H9OH

Estas reacciones de hidrogenación se ven favorecidas a temperaturas entre

110-210 ºC y altas presiones, aunque por cuestiones económicas se suele operar

alrededor de los 0,5 Mpa.

A altas presiones el etileno puede llegar a polimerizar, formándose

hidrocarburos con cadenas más grandes. Este fenómeno es apreciable a partir de

presiones de operación de más de 8 Mpa. Todos estos hidrocarburos insaturados son

convertidos a su correspondiente alcohol por hidratación.

ii. Catalizadores

A temperatura ambiente, la conversión a etanol por hidratación directa del

etileno es apreciable, pero la velocidad de reacción es extremadamente lenta. Un

incremento de temperatura desfavorece la proporción de alcohol, mientras que un

incremento de presión la favorece debido al menor número de moles en los productos.

Por todo ello es necesario el uso de un catalizador y de temperaturas relativamente

altas (250-300 ºC) para aproximarse al equilibrio en un periodo de tiempo

razonablemente bajo.

Existen numerosos catalizadores para la hidratación del etileno. La mayoría de

ellos son ácidos porque la reacción conlleva la presencia de carbocationes. De todas

maneras, solo catalizadores de ácido fosfórico soportados por tierras de diatomeas

(Celita) [EAS66], montmorrillonita [VEB67], bentonita [HIB68] y sílicagel [BP72] son de

importancia industrial. Hibernia-Chemie y Shell fabrican y suministran catalizadores de

ácido fosfórico que usan Celita (tierra de diatomeas calcinada) como soporte inerte

poroso [NEL51]. El soporte se impregna con una solución de ácido fosfórico de

concentración menor del 70% que luego es secada hasta dar una concentración del

ácido del 75-85 %. De esta manera, no se desprende ácido del soporte. El factor que

más afecta a la actividad catalítica es la concentración del ácido fosfórico (función de la

temperatura de operación y de la presión de vapor) en los poros del soporte. Si la

concentración cae, la conversión baja; si la concentración se vuelve demasiado elevada


se produce una creciente tendencia a la polimerización del etileno.

Los óxidos de aluminio y hierro presentes en la Celita han de ser eliminados ya

que reaccionan con el ácido fosfórico. Esto conllevaría el cracking del etileno, pérdida

de fuerza del soporte y acumulación de finos que da lugar al taponamiento del reactor.

La eliminación de estos óxidos se realiza pretratando el soporte con ácidos clorhídrico

o sulfúrico [SMI58]. Esto consigue un catalizador que opera a temperaturazas bajas,

proporciona mayores conversiones y tiene una vida más larga. Tratar el soporte

previamente con vapor recalentado a 250-260 ºC mejora las propiedades mecánicas

del catalizador [HAG69]. Calentar el soporte catalítico hasta 700-1000 ºC ha sido

también recomendado ya que aunque perjudica la actividad y la selectividad, asegura

una buena sujeción del ácido fosfórico al soporte.

Para la aplicación comercial del catalizador es igualmente importante la vida de

éste. La disminución de actividad del catalizador se produce por las pérdidas de ácido

que se desprende del soporte debido al movimiento de los fluidos y por las pérdidas de

ácido debido a la volatilización del mismo como trietilfosfato. La bajada de la actividad

puede ser contrarrestada añadiendo ácido fosfórico al catalizador durante su uso. Un

catalizador sujeto periódicamente a una adición de ácido podría permanecer en

servicio indefinidamente [NEL51]. Una reciente patente de Shell establece que se

requiere una completa reimpregnación de ácido fosfórico cada doscientos días

[SMI58].

La longevidad del catalizador requiere también un material soporte que no se

derrumbe o desintegre durante su preparación y uso. Bentonitas y montmorillonitas

extraídas con HCl para reducir su contenido en aluminio tienen mejores propiedades

mecánicas y mayor absortividad del ácido que la celita [RIN72]. El carbón poroso

también es un soporte duradero para el ácido fosfórico [EST66]. Por el contrario, el

sílica gel normal sufre una rápida desintegración y sus propiedades mecánicas no son

buenas, aunque las últimas patentes de silica geles especiales proporcionan mejores

propiedades mecánicas y mayor microporosidad [DAL56].

iii. Cinética de la reacción

La formación del ión carbonio es el paso controlante. La cinética de la reacción

de hidratación del etileno ha sido investigada para un catalizador de oxido de

tungsteno-silica gel, y la energía de activación determinada fue de 125 Kj/mol [ROB56]

[WIN49]. La cinética sobre un catalizador de silica gel y ácido fosfórico se puede

simplificar mediante la siguiente ecuación:


Vreacc= K1(Pe - Pa/PwKf)

Siendo:

K1: constante cinética de la reacción.

Pe: presión parcial de etileno.

Pa: presión parcial de etanol.

Pw: presión parcial de vapor de agua.

Kf: constante de equilibrio.

iv. Constante de equilibrio

A las presiones usadas en la producción de etanol (6,1-7,1 Mpa), la cantidad de

alcohol por paso está limitada por consideraciones de equilibrio [GEL60]. Este hecho

ha centrado la atención en la determinación de las constantes de equilibrio y la

conversión por paso. Los resultados son los siguientes:

Log Kf= 2132/T - 6,241

Ff=28,6/T - 9,740

Donde:

f: fugacidad

Kf: constante de equilibrio.

Ff: energía libre de Gibbs basada en la fugacidad.

Las siguientes gráficas muestran cual es la conversión de equilibrio de etileno

en función de la temperatura y a distintas presiones. En la primera, los datos que se

observan son los proporcionados por la bibliografía [KIR07], mientras que en la

segunda se reflejan los datos obtenidos en Aspen.


Figura 5. Conversión de equilibrio teórica de etanol

Figura 6. Conversión de equilibrio de etanol en Aspen

Como se puede apreciar, los datos obtenidos en el simulador son muy

similares a los reales.


A continuación se muestran cuales son las selectividades de etileno a etanol

teóricas [KIR07] y las obtenidas con Aspen para una presión de 7,1 Mpa.

Figura 7. Selectividad de etileno a etanol teórica y en Aspen

v. Efecto de las principales variables del proceso

Las principales variables del proceso en plantas de producción reales que

operan con catalizadores de ácido fosfórico quedan resumidas en la siguiente tabla

[ROB56] [MUL57]:

Condición Valor

Temperatura, ºC 265

Presión, Mpa 7,115

Velocidad espacial (en condiciones estándar), h-1 1727

Proporción molar etileno-agua a la entrada del reactor 1,2

Conversión por paso, % 6,18

Selectividad, % 96

Tabla 2. Principales variables del proceso

La temperatura ideal es aquella para la que la producción de etanol es máxima.

La conversión esta limitada para bajas temperaturas por el catalizador y para altas

temperaturas por consideraciones de equilibrio.

Un aumento en la presión incrementa la producción de etanol, pero presiones

muy altas provocan la polimerización del etileno. Por lo tanto hay una ventaja en

aumentar la presión, pero hasta cierto punto.

Incrementar la velocidad espacial aumenta la producción de etanol, pero a


costa de incrementar también los costes de recirculación.

i. Descripción del proceso industrial.

La producción de etanol por hidratación directa del etileno es un proceso que

se ha realizado a escala industrial durante varias décadas, habiendo sufrido cambios

significativos debido al desarrollo de nuevas tecnologías, materiales y catalizadores, así

como a los bruscos cambios del precio de las materias primas derivadas del petróleo.

Sin embargo, desde la década de 1980, prácticamente todas las industrias de

producción de etanol por esta vía siguen un proceso similar al que se describe a

continuación.

Un gas rico en etileno es comprimido, combinado con agua de proceso

(desionizada), calentado hasta la temperatura deseada de reacción y pasado por un

reactor de lecho catalítico (impregnado en ácido fosfórico) para formar el etanol. Los

reactores utilizados para este proceso son de lecho fijo, a través del cual se hace pasar

la corriente fluida reaccionante. Hay que cuidar especialmente que no haya agua en

forma líquida que pueda arrastrar ácido fosfórico. Como siempre se pierde una

pequeña cantidad de ácido fosfórico, la continua renovación de este es imprescindible.

Esto puede realizarse de manera continua o periódica añadiendo el ácido pulverizado

sobre el lecho fijo. Existen patentes de reactores para el proceso de hidratación directa

del etileno de Eastman Kodac Co. [STA71] y de Hibernia-Chemie [EST75].

El vapor que abandona el reactor está un poco más caliente (de 10 a 20 ºC más)

que el que entró debido a que la reacción es ligeramente exotérmica. Una pequeña

parte del ácido presente en el catalizador sale con la corriente gaseosa, siendo

neutralizado mediante la inyección de una solución diluida de hidróxido sódico.

El producto del reactor es refrigerado mediante un intercambiador de calor con

la corriente de alimentación al reactor y es separado en una corriente de líquido y otra

de gas. La corriente líquida va al sistema de refino del etanol y la corriente vapor es

lavada con agua para quitarle el etanol contenido en ella. El producto crudo se recoge

en el sumidero del lavador y contiene entre un 10 y un 25% en peso de alcohol. Es

descomprimido para recuperar el etileno disuelto, que es recirculado. Hay una

pequeña corriente de purga del etileno recirculado para prevenir la acumulación de

impurezas indeseables en el gas. La corriente de purga es devuelta a la planta de

etileno o quemada.

El etanol es purificado mediante diversas destilaciones para obtener un 95%


volumétrico de alcohol (azeotrópico). Previamente a la destilación, el etanol puede ser

catalíticamente hidrogenado para convertir acetaldehído y aldehídos más pesados en

sus respectivos alcoholes. Un 2% de dietiléter se forma como subproducto, y puede ser

fácilmente purificado y vendido con la corriente de ligeros de la destilación extractiva,

o puede ser recirculado al reactor.

El azeótropo puede ser deshidratado mediante resinas intercambiadoras de

iones, destilación azeotrópica o tamices moleculares para producir un alcohol anhidro.

La tecnología que se ha impuesto en los últimos años es el uso de tamices moleculares

de 3Å hechos a partir de zeolitas sintéticas (o alúmina activa).

El agua de proceso recuperada en el proceso de refino puede ser recirculada al

sistema de reacción. Esto reduce de agua fresca de alimentación hasta menos de un

quinto del total del agua alimentada al reactor. Recircular el agua de proceso también

reduce la cantidad de agua efluente, disminuyendo así las pérdidas de etanol y la

carga contaminante.

Los recipientes usados como reactores tienen un diámetro de más de 4 metros

y un volumen interno de más de 150 m3. Están cubiertos con cobre para protegerse

del ataque del ácido fosfórico. Los intercambiadores de calor y las tuberías expuestas a

ácido fosfórico están hechas (o recubiertas) con cobre o aleaciones de cobre [EST64].

El resto de los equipos está hecho de acero [HUL70].


Figura 8. Diagrama básico del proceso industrial


5.- MODELADO DEL PROCESO DE PRODUCCIÓN DE ETANOL VIA HIDRATACIÓN

DIRECTA DEL ETILENO

a. INTRODUCCIÓN

El proceso de producción de etanol vía hidratación directa de etileno ya se ha

descrito a grandes rasgos en el apartado anterior. En este apartado se procede a

describir detalladamente el proceso, así como su modelado con el simulador Aspen

Plus 6.5.

Los procesos para la obtención de etanol a partir de la hidratación directa del

etileno que se describen en la bibliografía difieren en pequeños detalles, como por

ejemplo, la forma de destilar o el qué hacer con la purga, pero sin embargo todos

siguen un mismo esquema general [TUR07]: Compresión, reacción, descompresión,

gases se purgan y recirculan y líquidos se destilan y deshidratan. El seguimiento de este

esquema básico, implementado con datos reales de plantas que producen este tipo de

etanol y completado con el diseño de equipos auxiliares como bombas, mezcladores,

etc. es el objetivo del modelado realizado.

En Aspen Plus hay que partir de unos datos determinados según el modelo que

proporciona el programa para cada equipo y que serán necesarios para la correcta

simulación de la planta. Los datos que solicita el programa en cada caso se

corresponden con el número de grados de libertad de cada equipo.

Además Aspen cuenta con diversas herramientas de diseño que facilitan los

cálculos de diseño para unas condiciones de entrada y salida determinadas.

d. DEFINICIÓN DE LA PLANTA A MODELAR Y SIMULAR

i Producción a capacidad nominal

La planta se diseña para una cierta capacidad nominal. En este caso, se

determina que la producción anual de etanol ha de ser de 200.000 tn, ya que según la

bibliografía estudiada [CHR03], es el tamaño de planta más rentable para la

producción de etanol por hidratación directa de etileno. Esto implica que, para un

rendimiento global del 92%, hacen falta 131.645 tn/año de etileno. Las otras dos

corrientes de salida son la purga (3793,82 tn/año), que es en su inmensa mayoría

etileno y la corriente de ligeros (7544,37 tn/año) formada principalmente por dietiléter

(principal subproducto en el reactor), etileno y pequeñas cantidades de gases ligeros


que están presentes en la corriente de entrada de etileno como pueden ser metano,

etano, nitrógeno, etc.

Para obtener esta producción es necesario diseñar los equipos con la capacidad

de tratar la corriente de proceso, así como corrientes de servicio que permitan llevar,

en cada caso, a la corriente principal a las condiciones de presión y temperaturas

necesarias a cada equipo. Estos flujos de corriente se calculan durante el diseño de la

planta para cumplir las condiciones que se fijan en el apartado de las especificaciones.

ii. Descripción de la planta y diagrama de flujo

La planta en la que se va a llevar a cabo el proceso de producción de etanol por

hidratación directa del etileno consta de los equipos necesarios para llevar a cabo los

procesos básicos de reacción y separación que la conforman.

El etileno alimentado a la planta proviene de un proceso criogénico y por ello

se encuentra en estado líquido, a una presión moderada y a baja temperatura. 16 atm

y -35,7 ºC fueron las condiciones usadas, ya que se encuentran dentro de los valores

típicos de salida del etileno en plantas de producción del mismo, que son [AME08]:

Condición Mín. Máx

Presión (atm) 14,6 18

Temperatura (ºC) -40 -28,9

Presión (psig) 200 250

Temperatura (ºF) -40 -20

Tabla 3. Rango de valores típicos de P y T en corriente de etileno.


Las especificaciones del etileno para uso industrial varían muy poco con el

suministrador y pueden resumirse en la siguiente tabla [SAB09]:

Componente Especificación Unidades

Etileno 99.5 %

Oxigeno 20 ppmv

Dióxido de carbono 50 ppmv

Monóxido de carbono 10 ppmv

Etano 1000 ppmv

Metano 500 ppmv

Nitrógeno 80 ppmv

Acetileno 5 ppmv

Humedad 2 ppmv

Tabla 4. Composición del etileno comercial

El oxígeno, nitrógeno, monóxido, dióxido, etano, metano y agua actúan como

inertes en el proceso, mientras que como se comentó anteriormente el acetileno

puede reaccionar formando acetaldehído que puede derivar en la formación de

crotonoaldehído.

Este etileno se comprime y se mezcla con las dos corrientes de recirculación, la

de agua y la de etileno, conformando así la alimentación al reactor, alimentación que

ha de calentarse hasta la temperatura ideal de reacción (265 ºC). Esto se realiza en dos

fases; en la primera mediante un intercambio de calor con la corriente de salida del

reactor y en la segunda mediante un calentador, cuyo aporte de energía proviene o

bien de la quema de gas natural, o de biomasa.

Las condiciones industriales ideales para la operación del reactor son las

siguientes [ULL07] [EST72]:

Condición Valor


Presión, Mpa (atm) 7,115 (70,23)

Velocidad espacial, h-1 1727

Proporción molar etileno-agua a la entrada 1,2


Rendimiento por paso 5,98

Tabla 5. Valores de las condiciones ideales de operación

Esto indica que la temperatura del calentador debe fijarse a 265 ºC y que las


presiones de salida de bombas y compresor han de ser tales que contando con las

pérdidas de carga la presión de entrada al reactor sea 70,23 atm. Sin embargó, la

relación molar agua-etileno se varió con el objetivo de ahorrar energía (el agua tiene

que ser vaporizada) y se estableció en una proporción 3:1. Esto hace que las otras

variables sufran ligeras modificaciones, quedando las variables del reactor de la

siguiente manera [ULL07]:

Condición Valor


Presión, Mpa (atm) 7,115 (70,23)

Velocidad espacial, h-1 1727

Proporción molar etileno-agua a la entrada 3


Rendimiento por paso 5,96

Selectividad a etanol, % 96,6

Selectividad a dietiléter, % 3,4

Tabla 6. Valores de las condiciones escogidas para el reactor

Las reacciones que tienen lugar en el reactor son las siguientes:

CH2=CH2 + H2O ↔CH3CH2OH (1)

2CH3CH2OH ↔CH3CH2)2O +H2O (2)

C2H2 + H2O ↔CH3CHO (3)

2CH3CHO ↔ CH3CH(OH)CH2CHO ↔ CH3CH=CHCHO + H2O (4)

Esto, junto con los datos de conversión y selectividad de la tabla anterior

proporciona la cantidad formada tanto de etanol como de dietiléter. Después de

consultar la bibliografía [LEV98] y de hacer pruebas de equilibrio en Aspen para

determinar la conversión de acetileno a crotonoldehído, se llego a la conclusión de que

a la temperatura y presión de operación del reactor, todo el acetileno se convertía en

acetaldehído pero solo una pequeña parte de éste (un 0,2%) se transformaba en

crotonoaldehído. El crotonoaldehído tiene dos isómeros, pero en su inmensa mayoría

se encuentra siempre en la forma cis-crotonoaldehído.

En el reactor se produce una pérdida de carga de unas 0,8-1 atmósferas. Para el

modelado se estableció en 0,8 atm el valor de esta pérdida de carga

Según datos consultados [ULL07] en la corriente de salida del reactor hay un 2%

p/p de dietiléter formado como subproducto (2% también en el modelado con Aspen).

Además, la corriente gaseosa ha de sufrir un incremento de temperatura de unos 20-

30 ºC [KIR07], que en la simulación fue de 33,3 ºC.


A continuación, la corriente de salida pasa por el intercambiador y luego es

despresurizada por medio de una serie de válvulas hasta llegar al flash. Esta separación

se hace a 54,6º C y 13 atm, para optimizar la recuperación de etanol líquido por fondos

sin que se pierda excesivo etileno por ellos y posibilitando que la energía para

recomprimir más adelante el gas de recirculación sea lo más baja posible. Estas

condiciones se eligieron después de realizar numerosas pruebas con el simulador

Aspen, imponiendo como condición mínima una recuperación de etanol por fondos del

80% con una concentración de entre el 25 y el 35% [ULL07]

Además, la mayor parte del dietiléter ha de irse por cabeza ya que se pretende

recircularlo al reactor para evitar que se forme más. Un 81,77% del etanol de la

corriente de entrada se recupera por fondos con una concentración de alrededor del

32,1% p/p.

La fracción gas, que sale por la parte de arriba del flash, es sometida a un

lavado con agua para recuperar la mayor parte del etanol que queda presente en la

corriente. La recuperación global del alcohol ronda el 99,5%, por lo que de la fracción

de etanol que queda ha de recuperarse en un 97% (0,8177 + 0,1823x0,97 = 0,995). La

concentración de etanol a la salida del lavador puede variar entre el 10 y el 25 %

[ULL07], estando el punto óptimo entre 12 y 14% p/p. Para la simulación se fijó un

13,9% p/p de etanol.

Estos dos datos definen el diseño del lavador, ya que especificando la

recuperación de etanol deseada (97%) variando para ello la cantidad de agua de

entrada, solo queda ir probando con distinto número de etapas hasta que la

concentración de etanol a la salida del lavador sea de un 13,9%.

La corriente gas que sale del lavador (en su mayor parte etileno) es purgada en

una pequeña cantidad para evitar la acumulación de inertes en el reactor,

recomprimida, mezclada con la alimentación fresca y el agua de recirculación e

introducida de nuevo en el reactor. La corriente de recirculación tiene que cumplir dos

condiciones según el proceso descrito en la bibliografía [KIR07]. Su concentración de

etileno no puede bajar del 85% p/p y el porcentaje de inertes a la entrada del reactor

debe ser alrededor del 1% p/p. Estos dos requerimientos llevan a que la purga suponga

un 0,19% del total de la corriente gaseosa de salida del lavador, con una concentración

de etileno en la corriente de recirculación del 95,6% p/p y un porcentaje de inertes a la

entrada del reactor del 1%. La corriente de purga se devuelve a la planta de etileno


para ser purificada, pero esto está fuera del alcance del proyecto.

La fracción líquida a la salida del lavador se mezcla con la del flash formando

una mezcla con un 26% p/p de etanol y pasan al proceso de purificación del alcohol

que consta de dos etapas, una primera columna en la que se eliminan los ligeros

(principalmente dietiléter) y otra en la que se produce la concentración de etanol.

Ambas columnas son de platos perforados.

En la columna de ligeros se elimina el dietiléter y las cantidades remanentes de

etileno y demás gases que permenecen como inertes en el proceso. La diferencia de

volatilidades entre el dietiléter y el etanol es lo suficientemente grande como para que

se recupere un alto porcentaje de dietiléter sin que salga etanol por la cabeza de la

columna y sin que se dispare el número de etapas o la relación de reflujo en la

columna. Lo que determina la cantidad de dietiléter a eliminar en la columna de ligeros

es la especificación de que la corriente de etanol a la salida de la columna de

concentración ha de tener una pureza mínima del 99,2%. Esto obliga a que la cantidad

de dietiléter mínima eliminada en la primera columna es del 84% perdiéndose

solamente un 0,01% de etanol. La corriente de ligeros compuesta por dietiléter en un

62,2% p/p y etileno en un 32,2% p/p, puede ser vendida ya que el dietiléter tiene

cierto valor en el mercado. La columna de ligeros opera a 1,8 atm (presión del

condensador), debido a que esta presión ha de ser ligeramente mayor que la de la

columna de concentración de alcohol, garantizando a su vez una buena separación

entre el etanol y los compuestos ligeros. El condensador es parcial y el número de

etapas de equilibrio es de 9 (los criterios de diseño se explican en el apartado C.iii),

alimentándose en la segunda etapa.

La segunda columna es la de concentración de etanol previa a la

deshidratación. Esta columna opera a 1,4 atm (en el condensador). Esta presión viene

impuesta a partir de la presión de operación en el tamiz molecular. El número de

etapas de equilibrio es de 39, alimentándose en la etapa 30.

En la columna de concentración la mayor parte del etanol ha de irse por

cabeza, por lo que se especificó que los fondos tuvieran una contenido residual de

alcohol del 0,05% p/p. Más problemático es fijar la concentración ideal de alcohol en

cabeza, ya que es necesario un balance económico que determine que parte del agua

ha de eliminarse en la columna y que parte en la deshidratación con tamices

moleculares. Un estudio [SRI86] demuestra que la concentración ideal de etanol a la

salida de la columna es de 92,4% p/p.


La corriente rica en etanol pasa a ser deshidratada con tamices moleculares de

3 Å de tamaño. Las condiciones ideales para la deshidratación son 1,2 atm y 140 ºC

[KOR08]. El tamaño de la molécula de agua es de 2,8 Å por lo que se retendrá en el

tamiz mientras que el etanol, cuya molécula mide 4,4Å pasará a través de él. El uso de

etanol como combustible necesita de una cantidad de agua máxima en él de 0,3% p/p,

lo que implica que ha de eliminarse el 96% del agua de una corriente al 92,4 % p/p de

etanol para cumplir los requerimientos. Las trazas de sustancias cuya molécula es más

pequeña que la del agua, tales como N2 o CO, también son adsorbidas por los tamices

mientras que las que son más grandes de 3 Å salen con el etanol.

El agua, que sale por fondos de la columna de concentración, se comprime y se

mezcla con las dos corrientes de etileno formando la corriente de entrada al reactor.

Previamente una parte del agua se separa para garantizar a la entrada de reactor una

relación molar etileno/agua de 3 que como se especificó anteriormente es la ideal para

que se produzca la reacción. Por lo tanto, un 21% del agua ha de eliminarse de la

corriente de recirculación al reactor. De este 12,9%, una parte se recircula al lavador y

otra parte se tira. Según la bibliografía [ETH08] se conoce que en este tipo de

instalaciones se consumen alrededor de 0,5 toneladas de agua por tonelada de etanol.

Con esta condición, el porcentaje de agua que se tira es del 5 % de lo separado

anteriormente.

A continuación se muestra el diagrama de flujo de la planta, para una mejor

comprensión de lo anteriormente expuesto en este apartado:


Figura 9. Diagrama de flujo del proceso


C.- DISEÑO DE LA PLANTA PARA LA CAPACIDAD NOMINAL

En este apartado se definen primero las condiciones de entrada y salida de las

distintas materias primas secundarias necesarias. Posteriormente se explica cual ha

sido la metodología seguida para implementar la planta con Aspen y se detalla cómo

ha sido el diseño de los distintos equipos. Por último, se comparan los resultados

obtenidos en Aspen con los que proporciona la bibliografía para plantas reales.

i.- Datos de partida

Como ya se ha comentado antes, el principal dato de partida es que la planta se

diseña para una capacidad de producción nominal de 200.000 toneladas al año. Fijado

este caudal de producción y con las especificaciones mencionadas en el apartado

anterior se pueden calcular los caudales de las corrientes de servicio.

- Agua de enfriamiento (CW): es agua a 20º C y 4 bares de presión. Se considera que a

la salida del equipo el agua está a 80º C.

- Gas natural: Se considera un gas que en su totalidad está compuesto por metano y

que entra en la planta a una temperatura de 298º C.

- Biomasa: la biomasa empleada es una madera que entra en la planta a una

temperatura de 298º C, que contiene un 30% de humedad y con la siguiente

composición en base seca:

Elemento %

Carbono 50,93

Hidrógeno 6,05

Oxígeno 41,93

Nitrógeno 0,17

Ceniza 0,92

Tabla 7. Composición de la biomasa escogida

Su poder calorífico inferior es de 14,13 MJ/Kg

- Aire para combustión: Se considera que el aire proviene del ambiente y entra a la

planta a una temperatura de 298º C.

El resto de datos necesarios para los balances de materia y energía los obtiene

directamente el software para las condiciones calculadas y las bases de datos de las

que consta el programa.

ii.- Metodología

En el diseño de la planta se va a emplear una metodología basada en Aspen

Plus. Este programa es capaz de diseñar muchos equipos solo especificando las


condiciones de las corrientes de entrada y salida de los mismos.

Se pretenden simular, en la medida de lo posible, los equipos de la planta,

utilizando los datos de partida y las suposiciones expuestas. Para equipos más

complejos como pueden ser las torres de destilación, se basarán los cálculos en datos

encontrados en la bibliografía para plantas similares y se analizará como estos se

ajustan a la simulación.

Los equipos se van añadiendo poco a poco, al igual que las corrientes, y la

planta requiere que cada poco pasos la simulación sea corrida para no generar errores

y otros tipos de problemas. Los equipos se irán diseñando en el orden en el que

aparecen en el proceso de producción. Para que el dimensionamiento de la planta sea

correcto se asume una corriente de recirculación de agua de un caudal similar al que

se entiende se producirá a la salida de la segunda torre de destilación.

Los pasos a seguir para la realización del modelado son los siguientes:

1.- Compuestos considerados: hay que indicar en el apartado

Components/Specifications todos los componentes que van a aparecer en la planta en

un momento u otro, que son:

Componente

Etileno

Etano

Metano

Hidrógeno

Nitrógeno

Acetileno

Etanol

Dietiléter

Acetaldehído

Crotonoaldehído

Tabla 8. Sustancias presentes en la simulación

Además, para la simulación con biomasa en vez de gas natural hay que

introducir el componente complejo biomasa (Biomass), con la composición que se

detalló anteriormente y la ceniza (ASH).


2.- Elección del método termodinámico: Esta elección dependerá de las

sustancias que forman el proceso y de los rangos de presión y temperatura a los que se

trabaja. La elección es crucial, ya que una mala elección del método termodinámico

puede llevar a errores en la estimación de las propiedades de las sustancias que

degeneren en desajustes importantes en el cálculo global del proceso [CAR96]. En este

caso el método termodinámico elegido es el UNIQUAC, método ademado para tratar

mezclas binarias alejadas de la realidad como puede ser la de etanol-agua, cuya

separación es la parte fundamental del proceso. Es un método LACM de interacción

binaria, es decir, un modelo basado en el cálculo de coeficientes de actividad de las

mezclas no ideales de la fase líquida. Sin embargo, este método no es adecuado para

trabajar a altas presiones, y el loop de reacción de la planta diseñada se encuentra a

una presión elevada. Para los equipos contenidos en ese loop, el método

termodinámico específico escogido es el UNIQUAC-RK, que hace uso de las ecuaciones

de estado de Redlich-Kwong y que es apta para presionas más elevadas.

El simulador comercial Aspen Plus dispone de bases de datos de sustancias

puras, de mezclas multicomponentes, así como de métodos estimativos para poder

aplicar el método termodinámico seleccionado y calcular las propiedades necesarias

para llevar a cabo los balances de materia y energía.

Conviene comprobar si el método termodinámico escogido predecirá con

acierto las propiedades y el comportamiento de los componentes en la simulación.

Para ello Aspen contiene una herramienta que calculas las propiedades de sustancias

puras o mezclas (Tools/Análisis/Properties) y en la que se comprobó que el método

escogido era capaz de reconocer el azeótropo que aparece en la mezcla etanol-agua

3.- Especificaciones de equipos: En la siguiente tabla se muestran las principales

especificaciones de los distintos equipos de la planta. Para una explicación más

detallada ellos conviene consultar el apartado 6.C.iii.


Equipo Especificación Notas

Compresor 1

Modelo: COMPRESSOR

Tipo: Isentrópico

Eficiencia mecánica: 100%

Relación de compresión:2,5

Eficiencia Isentrópica: 80%

Compresor 2

Modelo: COMPRESSOR

Tipo: Isentrópico

Eficiencia mecánica: 100%

Presión de descarga: 70,7 atm

Eficiencia Isentrópica: 80%

Adecua la presión a la presión requerida

de entrada al reactor (70,2 atm)

Bomba 1

Modelo: PUMP

Presión de descarga: 70,9 atm

Eficiencia:40%


de entrada al reactor (70,2 atm)

Bomba 2

Modelo: PUMP

Presión de descarga: 13 atm

Eficiencia: 40%


de operación del lavador (12,6 atm)

Bomba 3

Modelo: PUMP

Presión de descarga: 70,7

Eficiencia: 40%


de entrada al reactor

Bomba 4

Modelo: PUMP


Eficiencia: 40%

Adecua la presión a temperatura

necesaria del vapor

Bomba 5

Modelo: PUMP


Eficiencia: 40%

Adecua la presión a temperatura

necesaria del vapor

Deshidratador

Modelo: SEP AP:0,07 bar.

Agua por corriente 34: 97% agua

entrada

Adecua concentración de agua en etanol

a las especificaciones (0,03%)

Reactor Modelo: RSTOIC.

AP: 0,8 atm Duty: 0

Columna de

ligeros

Modelo: RADFRAC

Cálculo: Equilibrio

Etapa alimentación: 2

Condensador: Parcial

Número de etapas: 9

Columna de

etanol

Modelo: RADFRAC

Cálculo: Equilibrio

Etapa alimentación: 30 Número

de etapas: 39 Condensador:

Parcial

Saca concentración de etanol ideal

(92,6%)

Lavador

Modelo: RADFRAC

Tipo cálculo: equilibrio Presión

operación: 12,6 atm.

Ajusta recuperación de etanol


Condensador: No

Equipo Especificación Notas

Flash 1

Modelo: FLASH.

AP:0,2 atm.

Temp:54,6 ºC

Flash2

Modelo: FLASH.

AP:0,2 atm.

Temp: 50 ºC

Intercambiador 1

Modelo: HEATER

AP: -3 psia

Temp corriente 36: 350 K

Intercambiador 2

Modelo: HEATER

AP: -3 psia


Intercambiador 3

Modelo: HEATER

AP: -3 psia

Temp corriente 9: 424,8 K

Intercambiador 4

Modelo: HEATER

AP: -3 psia


Intercambiador 5

Modelo: HEATER

AP: -3 psia


Adecua temperatura a la del agua de

lavado (293 K)

Intercambiador 6

Modelo: HEATER

AP: -3 psia

Temp corriente 33: 412,9 K

Adecua temperatura a la ideal del

deshidratador (413 ºC)

Intercambiador 7

Modelo: HEATE

R AP: -3 psia


Adecua temperatura a la del agua de

lavado (293 K)

Intercambiador 8

Modelo: HEATER

AP: -3 psia


Intercambiador 9

Modelo: HEATER

AP: -3 psia


Intercambiador 10

Modelo: HEATER

AP: -3 psia


Calentador

Modelo: HEATER

AP: -3 psia


Adecua temperatura a la ideal de

entrada del reactor (538 K)


Quemador etileno

Modelo: RGIBBS

Presión: 2 atm

Duty:0

Rgibbs considera todos los

componentes de la simulación

como posibles productos

Quemador GN

(Caso 1)

Modelo: RGIBBS

P:1,2 atm.

Duty: 0




Quemador

biomasa (Caso 2)

Modelo: RGIBBS

P:1,2 atm. Duty: 0




Elementos auxiliares Especificación Notas

Válvula descompr.

Modelo: Valve.

Tipo de cálculo: flash adiabático

para una presión de descarga

especificada. Presión de

descarga: 13 atm.

Adecua la presión a presión de operación

del lavador (12,6 atm)

Mezclador 1 Modelo: Mixer

AP:0

Mezcla todas las corrientes de entrada al

reactor

Mezclador 2 Modelo: Mixer

AP:0

Mezcla las corrientes de entrada al tren

de destilación

Separador purga

Modelo: Splitter

AP:0

Porcentaje másico por corriente

22(Purga): 0,19%

Adecua la composición de entrada al

reactor (menos 1% inertes)

Separador 1

Modelo: Splitter

AP:0 Caudal molar por corriente

43:2722 Kmol/h

Adecua la relación molar de entrada

etileno/agua al reactor (3:1)

Separador 2

Modelo: Splitter

AP:0

Porcentaje másico en corriente

39: 5%

Adecua la relación kg agua consumida/kg

de etanol producido

Tabla 9. Especificaciones de los equipos


4.- Especificaciones de diseño y calculadoras:

Las especificaciones de diseño aplicadas en la simulación han sido las

siguientes:

- Columna de lavado: Se especificó que, por cabeza, la recuperación másica de

etanol con respecto del que entra a la torre fuera de un 97%, para así fijar una

recuperación total del etanol entre la destilación flash y el lavador del 99,5%.

Esto se logra haciendo cambiar el caudal de entrada de agua al lavador

(Corriente 13)

- Columna de ligeros: Se impuso que, por cabeza, la recuperación másica de

dietiléter con respecto a lo que entra en la columna fuera del 84%, valor que

proporciona que el etanol a la salida del deshidratador tenga la pureza

requerida. Esto se logra variando la relación destilado alimentado.

- Columna de destilación de etanol: Este equipo cuenta con dos Design

Specifications. Primero se impuso que la pureza másica del etanol en la salida

por cabeza fuera del 92,4%, porcentaje óptimo económico según la bibliografía

estudiada [SRI86]. Esto se logra variando el ratio destilado/alimentación.

Después, para garantizar escasas pérdidas de etanol por fondos, se especificó

una recuperación másica por ellos del 0,05%. Esto se logra variando la relación

de reflujo.

Para cada caso estudiado, (Gas natural y biomasa), la simulación tiene una

calculadora. En ella, y a partir tan solo de datos de corrientes y equipos del

proceso importadas de Aspen tales como caudales, temperaturas, presiones,

potencias, etc. y algunos datos que proporciona la bibliografía, se procede al

diseño de todos los equipos que componen la planta. A partir de este

dimensionamiento, se calcula el coste base de cada uno de ellos. Una vez que

se conoce el coste base de los equipos que conforman la planta se puede llegar

a estimar el coste total de inversión de la misma, así como los costes de

operación fijos. Los costes de operación variables y los ingresos dependen

directamente de las entradas y salidas de materias primas y productos de la

planta (para lo cuál también se hace uso de la importación de variables de la

simulación en Aspen). Todo ello permite hacer el cálculo del coste de

producción.

Cuando se ha realizado todo lo descrito anteriormente se procede a

implementar el modelo financiero, que incluye el cálculo de la anualidad a

devolver, el análisis de la deuda y el análisis de flujos de caja.


iii.- Diseño de los equipos

A continuación se van a describir los modelos utilizados para simular los

equipos en el simulador comercial Aspen Plus, explicando las opciones utilizadas,

los cálculos realizados y los resultados obtenidos para cada tipo de equipo.

Se comienza describiendo el diseño de los equipos más simples, como

bombas, mezcladores y divisores; y paulatinamente de equipos más complejos

hasta llegar a las torres de destilación y el reactor.

Los resultados finales del diseño de equipos, así como los datos de

partida están recogidos de forma detallad en el Anexo.

- Bombas de impulsión. PUMP

En este tipo de equipos se puede especificar el incremento de

presión, la presión de salida, el ratio del incremento de presión o la

potencia consumida por el equipo. También existe la opción de

introducir en el programa una curva de funcionamiento del equipo. En

caso contrario Aspen Plus toma una curva de su base de datos que se

adapte a las condiciones fijadas.

El dato del rendimiento proporcionado por la bomba es opcional, pero

para la planta modelada, y después de consultar la bibliografía [BAN94],

se estimó en un 40% el rendimiento de todas las bombas de la planta.

Esto proporciona un dato del consumo eléctrico más acorde con la

realidad.

- Equipos de mezclado. MIXER

En estos equipos no es necesario aportar ningún dato adicional,

aunque se pueden especificar pérdida de carga, y calor de mezclado.

- Equipos de división. SPLITTER

En este equipo se puede especificar el porcentaje (másico,

volumétrico o molar) de la corriente de entrada que sale por las de salida

o la cantidad total (másica, molar o volumétrica) que sale por estas

corrientes. Si el divisor tiene n salidas habrá que especificar n-1

corrientes.

Como dato adicional (aunque no obligatorio) se puede


especificar también la pérdida de carga.

- Válvulas de control. VALVE

Las válvulas son los elementos encargados de introducir

pérdidas de carga. En ellas se puede especificar la presión de salida o la

caída de presión producida. Para el caso que nos atañe, se consideran

adiabáticas todas las válvulas. La pérdida de carga estará delimitada por

la exigencia del proceso aguas arriba y aguas abajo.

- Compresor. COMPRESSOR

En este tipo de equipos se puede especificar el incremento de

presión, la presión de salida, el ratio del incremento de presión o la

potencia consumida por el equipo. También existe la opción de

introducir en el programa una curva de funcionamiento del equipo. En

caso contrario Aspen Plus toma una curva de su base de datos que se

adapte a las condiciones fijadas.

El dato del rendimiento proporcionado por el compresor es

opcional, pero para la planta modelada, y después de consultar la

bibliografía, se estimó en un 80% [SAI07] el rendimiento de todos los

compresores de la planta. Esto proporciona un dato del consumo

eléctrico más acorde con la realidad.

- Intercambiadores de calor. HEATER

En general, los datos de partida de los intercambiadores de calor

son las corrientes de proceso (o una de proceso y una de servicio) y el

objetivo buscado. Según el tipo de intercambiador de calor y si va a

haber o no cambio de fase, se determina para cada intercambiador el

coeficiente global de transferencia de calor U, según la bibliografía y los

valores típicos.

Para el caso del uso de corrientes de servicio, el calor a

intercambiar por las corrientes se puede calcular con un equipo HEATER,

y a partir de este dato, se puede estimar el flujo necesario de las

corrientes de servicio en cada caso.

Para el caso de intercambio de calor entre dos corrientes de

proceso, se colocan dos HEATERS (uno en cada corriente), desde uno de


los cuales sale una corriente de calor, debiendo de especificar en este

dos de los tres parámetros siguientes: Temperatura, presión y duty. Por

el contrario, en el HEATER al que le llega la corriente de calor solo es

necesario especificar una de las tres.

- Reactor. RSTOIC

Este equipo es un modelo de reactor de lecho fijo en el que se

producen unas reacciones levemente exotérmicas que aumentan

ligeramente la temperatura pero no tanto como para hacer necesaria la

refrigeración.

En los reactores RSTOIC se pueden especificar caída de presión,

temperatura de salida y el duty. En este caso conviene especificar el

duty y la caida de presión producida en el reactor, calculando Aspen la

temperatura de salida, que sufrirá un ligero incremento debido a la

exotermicidad.

Este tipo de reactores también requieren que se especifiquen las

distintas reacciones ocurrentes en ellos (especificando para ello su

estequimoetría), así como su extensión, pudiendo esta definirse como

una cantidad total de moles formados por unidad de tiempo o como un

conversión fraccional de los reactivos. Además, hay que especificar si las

reacciones que se producen en el reactor ocurren en serie o no.

Las reacciones implementadas en el reactor son las siguientes:

(1) CH2=CH2 + H2O ↔ CH3CH2OH

(2) 2CH3CH2OH ↔(CH3CH2)2O +H2O

(3) C2H2 + H2O ↔CH3CHO

(4) 2CH3CHO ↔ CH3CH(OH)CH2CHO ↔ CH3CH=CHCHO + H2O

Las conversiones por paso y las selectividades que se impusieron son las

correspondientes a la tabla 6. Las reacciones 1 y 2, y 3 y 4, ocurren en

serie.

Además, como datos opcionales a introducir se puede habilitar

una opción para que el reactor genere reacciones de combustión, se

puede pedir al programa que calcule el calor de reacción (así como este

puede ser introducido por el usuario) y también existe la posibilidad de

especificar la selectividad de los componentes para las distintas

reacciones.


- Quemador purga. RGIBBS

Este equipo es un modelo de un quemador al que se le alimenta

una corriente que es en su mayoría etileno y otros compuestos,

identificando y calculando Aspen Plus los productos de esta combustión

y las propiedades físicas (como la temperatura) de la mezcla resultante.

El RGIBBS hace uso de la energía libre de Gibbs para identificar estos

posibles productos.

Para este tipo de reactores, es necesario especificar dos de los

siguientes parámetros: temperatura, presión y duty, habiéndose

especificado para este caso la presión de salida de la mezcla gaseosa (2

atm) y un duty de 0.

Si no se especifica lo contrario, el RGIBBS identificara como

posibles productos todos los componentes, pero también se puede

identificar posibles productos manualmente y especificar en que fase

aparece cada uno de ellos. En este caso se especificó que Aspen Plus

identificara a todos los componentes como posibles productos.

- Quemador gas natural y biomasa. RGIBBS

Este equipo es un modelo de un quemador al que se le alimenta

una corriente o bien de gas natural, o bien de biomasa, identificando y

calculando Aspen Plus los productos de esta combustión y las

propiedades físicas (como la temperatura) de la mezcla resultante. El

RGIBBS hace uso de la energía libre de Gibbs para identificar estos

posibles productos.

Para este tipo de reactores, es necesario especificar dos de los

siguientes parámetros: temperatura, presión y duty, habiéndose

especificado para este caso la presión de salida de la mezcla gaseosa

(1,2 atm) y un duty de 0.

Si no se especifica lo contrario, el RGIBBS identificara como

posibles productos todos los componentes, pero también se puede

identificar posibles productos manualmente y especificar en que fase


aparece cada uno de ellos. En este caso se especificó que Aspen Plus

identificara a todos los componentes como posibles productos para el

caso del gas natural, mientras que para el caso de biomasa se le

introdujo manualmente cuales eran los posibles productos.

- Deshidratador. SEP.

Este equipo es un modelo de un tamiz molecular de 3

armstrongs cuyo objetivo es retener el agua mientras deja pasar el

etanol. Se considerará que todo el etanol pasa por el deshidratador, y

que el 97% del agua es retenida. Para los compuestos cuyas moléculas

tienen un diámetro más pequeño que el del etanol, se considerara que

pasan en su totalidad por el tamiz, mientras que para los compuestos

con un diámetro mayor que el del agua, se supone que quedan

retenidos en su totalidad.

En el SEP, hay que especificar que porcentaje de cada

componente de entrada sale por cada corriente de la salida, o bien que

cantidad total sale por cada una de estas corrientes. También es

necesario introducir la presión resultante, o la caída de presión en el

equipo. Además, se pueden introducir muchos datos sobre cada una de

las corrientes, como su temperatura, fracción de vapor, etc.

- Separador. FLASH

El separador flash tiene como objetivo separar los componentes

más volátiles de una mezcla. Para ello se despresuriza la mezcla, y por

equilibrio, se produce la separación. Los parámetros que definen al

separador son dos, a especificar entre temperatura, presión y duty. Para

el caso que atañe se especifican temperatura (54,6 ºC) y caída de

presión (0,2 atm). De esta forma la corriente de proceso queda entorno

a las 12,8 atm.

Para estas condiciones, casi todo el etanol y el agua están en fase líquida

y el resto de los componentes se encuentran en su mayoría en estado

gaseoso.

- Lavador. RADFRAC

El lavador se modela como una torre de destilación, pero

especificando que tanto el condensador como el reboiler no están


incluidos. Es imprescindible especificar el número de etapas, en cual de

ellas entra cada corriente y las fases admitidas.

Tal y como se explicó en el apartado anterior, el número de

etapas se determina con los condicionantes de la recuperación global de

etanol y la concentración de éste a la salida del lavador. Así se llega a la

conclusión de que el número de etapas es de trece. En la etapa 1

(cabeza) se introduce el agua de proceso y se obtiene la corriente

gaseosa de producto. En la etapa 13 se introduce la corriente gaseosa

que proviene del separador flash y se obtiene la corriente de agua con el

etanol y pequeñas cantidades del resto de componentes.

En este caso el lavador es una torre de platos. Se definieron los

platos como platos perforados (Sieve) [PET91], con un espacio entre

ellos de 0,5 metros y con un porcentaje de flujo sobre el de inundación

del 80% . El diámetro de la torre se calcula mediante la herramienta

Tray Sizing , proporcionada por Aspen. Esta herramienta proporciona un

diámetro para el lavador de 3,24 m.

El lavador posee además una especificación de diseño, que es una

herramienta que proporciona Aspen para facilitar el cálculo de algunos

parámetros cuando se esta en la etapa de diseño del equipo, en la que

se impone que la recuperación de etanol en el equipo ha de ser del 97%,

modificando para ellos según sea necesario, la cantidad de agua de

proceso que entra en el lavador.

- Torres de destilación. RADFRAC

Las torres de destilación son un modelo RADFRAC (el más

detallado y realista que ofrece Aspen). En ambas se optó por un modelo

con condensador parcial, ya que se desea que la corriente de salida la

torre se encuentre en fase vapor y, así, ofrece mejores resultados desde

un punto de vista energético.

Como primer paso se deben especificar, el número de platos, el

tipo de condensador y el reboiler (que se eligió de tipo Kettle), así como

dos de los parámetros que nos exige el programa (en este caso relación

de reflujo y relación destilado/alimentación). Sin embargo, este último


parámetro, se variará para hacer cumplir la condición de recuperación

de dietiléter por cabeza.

Para calcular el número de etapas que debe de tener una

columna de destilación para obtener el resultado deseado Aspen cuenta

con le módulo DSTWU. En este modelo se indica la fracción del

componente llave ligero y llave pesado que se quiere recuperar en el

destilado. Sin embargo, los resultados obtenidos por este método no

proporcionan resultados satisfactorios al implementar una columna de

tipo RADFRAC con ellos, ya que la demandas energéticas se disparaban.

Al final, se llegó a una solución de compromiso según la cual e la

torre de destilación de ligeros debe tener 9 etapas y alimentarse en el

segundo plato, mientras que la torre de destilación de etanol ha de

tener 39 etapas, produciéndose la alimentación en la número 30.

También es necesario especificar la presión de la etapa de colas

(presión del condensador), que en ambos casos está ligeramente por

encima de la atmosférica (1-2 atm)

Ambas torres son de platos, por lo que hay que indicar el tipo de

platos, el espaciamiento entre ellos, el diámetro y la altura de la torre,

etc.

Tal y como ocurría con el lavador, Aspen Plus presenta un

apartado denominado Tray Sizing en el que, introduciendo el tipo de

platos y el espaciado entre ellos calcula el diámetro óptimo de la torre.

Ambas torres estarán compuestas por platos Sieve (perforados) [PET91].

En ambas torres el espacio entre platos será de 0,5 metros

obteniéndose un diámetro de 1,81 y 3,18 m respectivamente para la

columna de ligeros y la de destilación de etanol.

En la torre de destilación de ligeros hay una especificación de

diseño, que es que el dietiléter recuperado sea un 84% del que entre.

Para ello se varía la relación destilado/alimentación.

La torre de destilación de etanol posee dos especificaciones de

diseño; una indica que la fracción másica de etanol por cabeza ha de ser


del 92,4 %, variando para ello la relación Destilado/alimentación y otra

impone una concentración de etanol por fondos del 0,05% variando la

relación de reflujo.

iv. Comparativa con datos de referencia.

La bibliografía ha sido de mucha utilidad a la hora de diseñar la

planta. Este diseño se ha realizado intentando seguir unas premisas

principales que a continuación se describen y se comparan con los

resultados obtenidos.

- El rendimiento global de la planta con respecto al etileno

es de un 92% [ETH08]. Después del diseño de la planta se

obtiene un rendimiento con respecto al etileno del 92,56%.

- La planta debe autosatisfacer todas necesidades caloríficas

si la purga es quemada, excepto las referentes al

calentador previo al reactor, para lo que se usa o bien gas

natural, o bien biomasa [KIR07]. Esto se consigue en

la simulación de la planta.

- Se consumen 0,5 toneladas de agua por tonelada de etanol

producido [ETH08]. Al realizar la simulación se comprobó

que la cantidad de agua consumida era menor, por lo que

se introdujo un separador que purga una parte del agua

que podría se recirculada al lavador.

d. INTEGRACIÓN ENERGÉTICA DE LA PLANTA

El aprovechamiento de energía térmica en una planta,

poniendo en contacto corrientes calientes que se desean enfriar (o que

no importa cual sea su temperatura) con corrientes que han de ser

calentadas, ha de ser uno de los principales objetivos en cualquier

industria, minimizando así costes tanto de operación (harían falta

combustibles para calentar) como los de inversión (necesidad de menos

equipos e instalaciones). Para ello, es necesario un estudio detallado de

las necesidades caloríficas, el rango de temperatura en el que se

mueven tanto la corriente caliente como la fría, y la posibilidad de

cruzamiento de la misma debido a condensaciones o evaporaciones.

Para la simulación propuesta, hay varias necesidades

caloríficas de distinta magnitud y rango de temperatura. Estas son:

- La alimentación de etileno (Corriente 2) proviene de un proceso


criogénico y se encuentra a temperaturas muy bajas (-28,6º C). Esta

corriente se calienta poniéndola en contacto con la corriente de salida del

deshidratador (Corriente 35) que se encuentra a 140º C, consiguiendo la

evaporación del etileno y una apreciable elevación en su temperatura.

- La corriente de alimentación que entra al reactor ha de estar a 265º C

para que la reacción se produzca según las condiciones de reacción. Se

requieren para ello 51,62 MW de potencia calorífica (suponiendo que la

temperatura de la que parte es la que proporciona la simulación, 115,6º C).

Esto se realiza en dos pasos. En una primera etapa, y tal y como indica la

bibliografía, la alimentación (Crriente 4) se pone en contacto con la salida

del reactor (Corriente 7) que se encuentra a 298,3ºC. Obviamente las dos

corrientes tienen el mismo caudal másico. Aunque en un principio se

pudiera pensar que el calentamiento hasta 265º C puede realizarse

completamente en esta etapa, se producen cruces de temperatura, que

fueron estudiados para distintas temperaturas de salida de la correinte a

calentar, determinándose que para que no exista cruzamiento y la fuerza

impulsora de transmisión de calor tenga un valor apreciable, la

temperatura máxima a la que se puede calentar la alimentación en esta

primera etapa es de 250ºC.

En una segunda etapa, la alimentación (Corriente 5) se calienta hasta los

265º C poniéndola en contacto con la corriente de salida de un quemador

de gas natural (Corriente 57) (caso 1) o de biomasa (caso 2).

- La torre de ligeros tiene una necesidad calorífica en el reboiler que

asciende a los 4,88 MW. Según la bibliografía, la corriente de gases de

purga se devuelve a la planta de etileno con la que esta concatenada la

planta aquí descrita, para proceder a su re purificación. Sin embargo, el

objetivo de este proyecto en particular es satisfacer las necesidades, dentro

de lo posible, con recursos propios. Así, se decidió quemar esa corriente

rica en etileno y el calor en ella (Corriente 49) generado es suficiente para

producir un vapor de media presión (concretamente a 5,3 bares) que

satisfaga las necesidades caloríficas del rebolier). Sin embargo, cabe

reseñar que esta opción es tremendamente desacertada desde el punto de

vista económico, dado el alto precio del etileno como materia prima.

- El vapor anteriormente producido por la quema de la corriente de purga


(Corriente 49), es más que suficiente para cubrir las necesidades del

reboiler, haciendo falta solamente el 88,5% de este para la torre. El resto es

capaz de calentar hasta la temperatura requerida (140º C) la mezcla de

etanol y agua que entra en el deshidratador (corriente 32), produciéndose

así la deshidratación en las condiciones idóneas de temperatura.

- La corriente de salida del reactor, como se explicó anteriormente, se

pone en contacto con la alimentación enfriándose hasta los 183,5º C. El

destilador flash funciona a 54,6º C, por lo que es posible aprovechar más

calor de esta corriente. Ello se hace generando vapor a baja presión

(Corriente 53) (2,2 atm), haciendo bajar la temperatura de la corriente

desde los 183,5 (Corriente 8) hasta 151,7 º C (Corriente 9). Así, se consigue

producir vapor en una cantidad suficiente como para cubrir las necesidades

caloríficas de la torre de destilación de etanol, que son 17,91 MW.

La energía eléctrica requerida en la planta, que sumando bombas y

compresores asciende a 14,71 MW, se considerará que es suministrada por la red

principal.

La siguiente tabla recoge las temperaturas y la energía intercambiada en los

distintos intercambiadores de calor de la planta:

Corriente caliente Corriente fría Q(MW)

Ent Sal Ent Sal

Intercambiador 1 Nº corriente 2 3 35 36 2,41

Temp (K) 244,5 401 412,9 350


Temp (K) 392,7 523 571,4 456,5

Calentador (Caso GN) Nº corriente 5 6 57 58 3,04

Temp (K) 523 538,1 1497,2 535,3

Calentador(Caso biomasa) Nº corriente 5 6 58 59 3,04

Temp (K) 523 538,1 1499,7 429,5


Temp (K) 456,5 424,8 392,2 413,8

Intercambiador 4 Nº corriente 16 17 Refrigerado por agua 9,15

Temp (K) 397 323,2 293 353,15


Temp (K) 323,2 313,2 293 313,15


Temp (K) 360,1 412,9 442 423


Temp (K) 382,8 313,2 293 353,15



Temp (K) 1495 1486,4 432 442


Temp (K) 1486,4 462,3 430 432


Temp (K) 462,3 442,8 423,1 430

Tabla 10. Temperatura y calor intercambiado en los distintos intercambiadores.

En la siguiente tabla se incluyen los consumos eléctricos de bombas y

compresores, así como la energía aportada a las torres por las distintas corrientes en

forma de vapor:

Potencia (Kw)

Compresor 1 7611,37

Compresor 2 6569,21

Bomba 1 126,30

Bomba 2 10,45

Bomba 3 263,34

Bomba 4 0,66

Bomba 5 0,97

Energía a torre ligeros 4880,00

Energía a torre destilación 17910,00

Tabla 11. Energía consumida por bombas y compresores y energía aportada a

las torres en forma de vapor


e. RESULTADOS DE LA SIMULACIÓN EN RÉGIMEN PERMANENTE

Para una producción anual de 200.000 toneladas, los resultados obtenidos

fueron:

Resultados

Entradas Corriente Caudal (Kg/hr)

Etileno 1 15051,5

Agua 13 11472,6

Salidas Corriente Caudal (Kg/hr)

Etanol 36 22887,9

Agua 34 y 39 2344,1

Corriente purga 22 433,1

Corriente ligeros 30 861,1

Utilities Corriente Caudal (Kg/hr)

Gas natural 55 245,5

Biomasa 55 695

Rendimiento global de etileno a etanol (%) 92,6%

Tabla 12. Resultados

El balance global de materia revela que se forman 1,52 toneladas de etanol por

cada tonelada de alimentación de etileno, con una conversión de etileno a etanol del

92,56 %. Estos datos casan con los proporcionados por la bibliografía que revelan una

conversión global de más del 92% [ETH08]. Además, hay que añadir que por tonelada

de alimentación de etileno se consumen 0,76 toneladas de agua y se producen 0,029

toneladas de purga y 0,057 toneladas de corriente de ligeros.

Para tener una visión más detallada de los resultados, en el Anexo se

encuentran las tablas con todos los detalles referentes a cada corriente. Como se

puede apreciar en ellas, la diferencias entre el caso de gas natural y el de biomasa son

inapreciables más allá de que la diferencia de poder calorífico de ambos combustibles

implica distinto caudal de aire para su combustión y ello conlleva un tamaño de

quemador diferente.


6.- ESTUDIO DE LA VIABLIDAD ECONÓMICA DE LA PLANTA

En este capítulo se va a analizar la viabilidad económica de la obtención

de etanol a partir de hidratación directa del etileno para los dos casos anteriormente

descritos (gas natural y biomasa)

a. COSTES DE INVERSIÓN

Según la metodología empleada para el cálculo del coste de inversión

total, éste puede hallarse a partir del cálculo del coste total de equipos. Este coste se

calcula a partir de un parámetro que define el tamaño del equipo (potencia, caudal

que pasa a través de él, presión, etc.) y a partir de él, se emplean las ecuaciones para

cada equipo que aparecen en la bibliografía [SEI03] proporcionando el coste de

compra del equipo a año 2000. Posteriormente, este precio se actualiza mediante la

ecuación:

Siendo:

C1: coste en año 2000

C2: coste a año 2010

I1: índice de coste a año 2000

I2: índice de coste a año 2010

Existen varios índices de costes para la industria química para compensar el

efecto de la inflación, en este caso los usados son los CEPCI (Índice de Costes de

Plantas de Ingeniería Química).

Además, el coste del equipo ha de ser multiplicado por un factor (factor de

instalación) [LAN48] que contabiliza el coste directo total del equipo. Aplicando esta

metodología y con un factor de instalación de 2,47 se obtiene que el coste directo total

de los equipos. Los distintos componentes del factor de instalación son los siguientes:

Componentes del factor de instalación Importancia

Equipo fabricado 0,91

Maquinaria del proceso 0,35

Tuberías, válvulas y ajustes 0,5

Instrumentos de proceso y control 0,17

Bombas y compresores 0,17

Equipo eléctrico y materiales 0,12

Soportes, aislamiento y pinturas 0,25

Total 2,47


Tabla 13. Desglose del factor de instalación para costes directos

El coste directo de los equipos, para el caso de uso de gas natural y de biomasa

queda recogido en las siguientes tablas:

Coste equipos Caso GN

Equipo Año 2000 ($) Año 2010 ($) Coste equipo instalado 2010($)

Compresor 1 2206574 5012394 13733960

Compresor 2 1961365 4455385 12207756

Bomba 1 11233 25516 69915

Bomba 2 2760 6269 17178

Bomba 3 19408 44086 120795

Bomba 4 2142 4865 13331

Bomba 5 2181 4954 13575

Deshidratador 146530 332854 912019

Reactor 443857 1008254 2762616

Columna de ligeros 47888 108782 298062

Columna de etanol 248379 564211 1545939

Lavador 207978 472436 1294475

Flash 1 162529 369196 1011598

Flash 2 126661 287719 788351

Intercambiador 1 20411 46365 127040

Intercambiador 2 140403 318935 873882

Intercambiador 3 48060 109172 299131






Intercambiador 9 553258 1256766 3443539


Calentador 377483 857481 2349499

Quemador etileno 33423 33423

Quemador GN 23963 23963

Carga inicial catalizador 879669 879669

Carga inicial tamiz 10597 10597

Coste total equipos 43389294

Tabla 14. Coste directo de equipos para el caso gas natural.


Coste equipos Caso Biomasa

Equipo Año 2000 ($) Año 2010 ($) Coste equipo instalado 2010 ($)

Compresor 1 2206574 5012394 13733960

Compresor 2 1961365 4455385 12207756

Bomba 1 11233 25516 69915

Bomba 2 2760 6269 17178

Bomba 3 19408 44086 120795

Bomba 4 2142 4865 13331

Bomba 5 2181 4954 13575

Deshidratador 146530 332854 912019

Reactor 443857 1008254 2762616



Lavador 207978 472436 1294475

Flash 1 162529 369196 1011598

Flash 2 126661 287719 788351


Intercambiador 2 140403 318935 873882

Intercambiador 3 48060 109172 299131






Intercambiador 9 553258 1256766 3443539


Calentador 377483 857481 2349499


Quemador Biomasa 91545 91545


Carga inicial tamiz 10597 10597


Tabla 15. Coste directo de equipos para el caso biomasa.

El diseño de los equipos y las cargas iniciales, a partir de los cuales (mediante

correlaciones) se puede calcular el precio base de cada uno de ellos se explica

detalladamente en el Anexo.

A partir del coste directo de los equipos (TIC de aquí en adelante) se pueden

calcular los costes indirectos con ecuaciones que proporciona la bibliografía


[CHI49] [MCO03]. La suma de los costes directos y los indirectos proporciona el

coste total de inversión (TPI). La siguiente tabla recoge cada uno de estos costes

indirectos (en $) para el caso de gas natural y de biomasa:

Coste total inversion % TIC Caso GN Caso Biomasa

TIC 43389294 43456875

Instalación y prestaciones laborales 22% 9545645 9560513

Construcción, materiales y prestaciones laborales 7% 3037251 3041981

Ingeniería y supervisión 10% 4338929 4345688

Honorarios del contratista 2% 867786 869138

Contingencias e imprevistos 15% 6508394 6518531

Coste total Inversión 67687298 67792725

Tabla 16. Costes indirectos y coste total de inversión

El apartado de contingencias e imprevistos se refiere a cambios en los

presupuestos, demoras temporales, huelgas y desastres naturales.

En los gastos de construcción se engloban todos los costes para la realización

física de la planta, incluyendo los servicios temporales y abastecimientos que sean

necesarios, y la ingeniería de campo (inspección de los equipos su ubicación y conexión

entre los mismos)

b COSTES DE OPERACIÓN ANUALES

Los costes de operación considerados en la evaluación económica de cada una

de las alternativas se dividen en costes variables y costes fijos de operación. Los costes

variables son aquellos que dependen directamente del nivel de producción de la

planta, como son la necesidad de materias primas y servicios. Mientras, los costes fijos

son aquellos que no dependen de la cantidad que la planta produzca en un

determinado momento, como pueden ser los impuestos, o el mantenimiento de la

planta. Todos los costes fijos se pueden calcular a partir del coste total de los equipos,

siguiendo las siguientes ecuaciones [SEI03]:

- Mano de obra: 2% TIC

- Mantenimiento: 3% TIC

- General overhead: 65% de la suma de los costos por mano de obra y

mantenimiento (MOM). Incluye gastos de seguros médicos, seguridad de la

planta y otros gastos como pueden ser el comedor y la cafetería de los

empleados, etc.

- Direct overhead: 45% del costo de la mano de obra (MO). Incluye costes

asociados a los trabajadores: subsidios, cursos, pensiones, vacaciones, etc.


- Seguros: 0,5% TIC

El coste de las materias primas será el correspondiente al etileno, al agua, al

catalizador empleado y a las demás sutancias necesarias para operar en la planta. El

catalizador escogido para la planta es de ácido fosfórico en un soporte inerte de celita.

La siguientes tablas recogen los costes de producción fijos y variables para las

dos posibilidades estudiadas:

COSTES VARIABLES

Caso Gas Natural Caso Biomasa

Consumo Precio Costes Op Consumo Precio Costes Op

Materias primas Tn/año ($/tn) ($/año) Tn/año ($/tn) ($/año)

Etileno 131851,02 950[1]

125258466 131851,02 950 125258466

Agua 100499,71 1,548[2]

155574 100499,71 1,548 155574

Utilidades Tn/año ($/tn) Tn/año ($/tn)

Catalizador (tn/año) 16,76 10500[3]

175934 16,76 10500 175934

Combustible (tn/año) 2150,18 400[1]

860072 6088,2 80[4]

487056

Tamiz Molecular 0,47 4500[5]

2119 0,47 4500 2119

Electricidad GJ/año ($/GJ) GJ/año ($/GJ)

Compresores 447198,75 18,41[6]

8232929 447198,75 18,41 8232929

Bombas 12668,47 18,41[6]

233226 12668,47 18,41 233226

Agua y ácido Tn/año $/Tn Tn/año $/Tn

Agua refrigeración 356480,40 4[2]

1425922 356480,40 4 1425922

Trat. agua residual 14852,29 0,85 12624 14852,29 0,85 12624

Acido fosfórico 497,95 100,8[7]

50193 497,95 100,8 50193

Total 136356866 Total 135983850

Tabla 17. Costes variables anuales

Caso GN Caso Biomasa

Mano de obra 2% TIC 867786 869138

Mantenimiento 3% TIC 1301679 1303706

Seguros 0,5% TIC 216946 217284

General overhead 65% MOM 1410152 1412348

Direct overhead 45% MO 390504 391112

Total 4187067 4193588

Tabla 18. Costes fijos anuales

Fuentes:

[1]: www.icis.com

[2]: [TUR07]

[3]: [SRI69]

[4]: [BUR03]

http://www.icis.com/


[5]: www.nkchem.en

[6]: www.ine.es

[7]: www.chemindustry.com

Es remarcable el gran peso que tiene en los costes de operación el precio del

etileno (representando más del 91,8% de los mismos). La incertidumbre en su

precio (como la de todos los productos derivados del petróleo) y las nuevas rutas

de producción de etanol, es lo que está haciendo que la tecnología empleada en

este proyecto este cayendo en desuso. Los costes fijos son sensiblemente menores

que los variables, representando sólo un 3% del coste total de operación.

c. ESTIMACIÓN DE LOS INGRESOS ANUALES POR VENTAS

Suponiendo que el mercado es infinito, esto es, que todo lo que se produce

puede ser vendido al precio establecido, los beneficios anuales serían (para ambas

posibilidades tratadas):

Gas Natural

Ingresos Producción (tn/año) Precio($/ton) Ingresos($)

Etanol 200497,92 750 150373437

Corriente ligeros 7543,2 700[8] 5280240

Total 153390718

Tabla 19. Estimación de los ingresos anuales por ventas

[8]: el precio de la corriente de ligeros se ha equiparado al que tendría la corriente si

estuviera compuesta sólo de dietiléter (su componente mayoritario). Fuente:

www.tcieurope.eu

d. ESTIMACIÓN DEL COSTE DE PRODUCCIÓN.

El coste de producción es un parámetro que tiene en cuenta, el coste de

operación, el de inversión (introduciendo el concepto de amortización de la planta) y

los beneficios anuales debido a las ventas. Representa el coste de producción de un

kilogramo de producto (incluyendo subproductos) durante el período de amortización

de la planta. La amortización se supone constante durante siete años y su cálculo se

realiza en el Anexo. La venta de subproductos (corriente de ligeros) se supondrá como

un coste negativo ya que genera beneficio por ventas. La siguiente tabla recoge el

coste de producción para los dos casos estudiados y que porcentaje de este coste se

debe a cada uno de sus componentes.

http://www.ine.es/


Caso GN Caso Biomasa

Costes de produccion $/kg producido % $/kg producido %

Materias primas

Etileno (tn/año) 0,6247 89,61 0,6251 89,87

Agua (tn/año) 0,0008 0,11 0,0007 0,11

Utilidades

Catalizador (tn/año) 0,0009 0,13 0,0009 0,13

Gas natural (tn/año) 0,0043 0,62 0,0024 0,35

Tamiz molecular 0,00001 0,0015 0,00001 0,0015

Electricidad

Compresores 0,0411 5,89 0,0408 5,86

Bombas 0,0012 0,17 0,0012 0,17

Agua

Agua refrigeración 0,0071 1,02 0,0079 1,14

Tratamiento agua residual 0,0001 0,01 0,0001 0,01

Costes fijos

Mano de obra 0,0041 0,62 0,0042 0,62

Mantenimiento 0,0062 0,89 0,0062 0,93

Seguros 0,0010 0,16 0,0010 0,16

General overhead 0,0067 1,01 0,0068 1,01

Direct overhead 0,0019 0,28 0,0019 0,28

Otros

Acido fosfórico 0,0003 0,04 0,0003 0,04

Venta ligeros -0,0263 -3,78 -0,0266 -3,83

Amortización 0,0225 3,23 0,0225 3,11

TOTAL 0,697 0,696

Tabla 20. Costes de producción

Se vuelve a poner de manifiesto la gran dependencia del etileno y su precio que tiene

este proceso de producción (alrededor del 90% del coste de producción en ambos

casos). Como se puede ver, la diferencia entre los costes de producción es mínima

pero favorable a la vía con biomasa.

e. MODELO FINANCIERO

La principal herramienta para el estudio de la viabilidad económica y

rentabilidad de la planta simulada es el valor actual neto (VAN). Para que el proyecto

sea rentable, el VAN ha de ser positivo. Se calcula según la siguiente ecuación [SAP89]:


Donde:

Vt: flujo de caja en el año t.

I0: Coste total de inversión.

n: Número de años de vida de la planta.

K: tipo de interés aplicado.

La expresión que permita hacer el cálculo de los flujos de caja para cada año es:

Flujo neto de caja = Ventas + Préstamos – Costes de producción – Impuestos –

Inversiones con capital propio – pago de la deuda. FNC = V + P-CP- Im -I-A.

Siendo:

Impuestos = (Ingresos gravables)*(Tasa impositiva); Im=IG*t

Ingresos Gravables = Ventas – Costes producción – Depreciación – intereses deuda;

(IG=V-CP-D-id)

Para realizar el cálculo de los flujos de caja necesitamos conocer las

anualidades de la deuda y los intereses asociados a cada una de ellas. La siguiente

fórmula permite el cálculo de las anualidades cuando se recibe un préstamo P a

devolver en n años a interés i con una carencia de j años:

Para realizar estos cálculos, es necesario hacer una serie de suposiciones que

ayudan a completar el modelo financiero, que son las siguientes:

- El capital circulante del proyecto será de siete millones de dólares, que es

aproximadamente un 10% del coste total de inversión. [HAP81].

- La tasa impositiva asciende al 35%.

- La vida útil de la planta se fija en 15 años.

- Al final de la vida útil de la planta se recupera el capital circulante La

depreciación de la planta se considera lineal con el tiempo.

- El período de devolución del préstamo asciende a 15 años, iniciándose esta

devolución con una demora de 2 años ya que es el período de construcción de

la planta.

- El interés aplicable será del 6%.

- La tasa interna de rentabilidad mínima exigida por la empresa se fija en el 10%.

- De la inversión total, el 35% del dinero será puesto por los accionistas, mientras

que el 65% restante se pedirá a préstamo. Si asumimos que la financiación se

obtiene a partir de dos clases de inversores, accionistas (aportan capital propio


de la empresa, equity en inglés) y acreedores (aportan deuda, debt en inglés),

podemos hablar de tres flujos de caja [ROD01]:

1.- Flujo de caja de capital (capital cash flow): Flujos de caja generados

(o demandados) por las actividades operativas de la empresa y que pertenecen a

todos sus inversores en conjunto, accionistas y acreedores.

2.- Flujo de caja de la deuda (debt cash flow): Flujos de caja generados

por el proyecto que pertenecen a sus acreedores

3.- Flujo de caja del accionista (equity cash flow): Flujo de caja que

corresponde a aquellos que aportan recursos propios de la empresa una vez

cubierta las obligaciones financieras (devolución deuda).

En el caso de financiación con parte de recursos propios y deuda está claro

que:

Flujo de caja de capital = Flujo de caja accionistas + Flujo de caja de la deuda

- Del importa total del capital fijo, el 60% se gastará en el año uno de

construcción de la planta, mientras que el 40% restante se gastará en el

segundo y último año de construcción de la misma.

Otra herramienta útil para el estudio económico, sobre todo a la hora de

comparar proyectos distintos es el índice de rentabilidad (IR), que se puede calcular

como:

f. RESULTADOS

En la siguiente tabla se muestran los resultados obtenidos del modelo

financiero durante los dos años de construcción de la misma y los diez años

posteriores (periodo de actividad de la planta) para los dos casos estudiados.

Resultados Gas Natural Biomasa

VAN (M$) 25,02 26,02

TIR (%) 31 32

IR (%) 37 38

Anualidad (M$) 5,09 5,10

Amortización (M$) 4,51 4,52

Tabla 21. Principales resultados financieros


El VAN es positivo y ligeramente superior para el caso de biomasa, debido al

menor precio de esta materia prima que compensa una mayor inversión. Esto indica

que la planta tendrá una rentabilidad por encima del nivel exigido, y que para ambos

casos, ésta será similar. Por lo tanto, y según este estudio, se puede recomendar la

construcción de la planta [ROD01]. Sin embargo, como se explicó anteriormente,

muchas de estas plantas están cerrando. Esto se debe a la volatilidad del precio tanto

del etanol, como del etileno, que puede hacer que en un corto espacio de tiempo la

rentabilidad de este tipo de proyectos cambie sustancialmente. Por eso están

cogiendo peso en el mercado del etanol, las industrias que lo fabrican a partir de

materias primas más baratas y con menos volubilidad en sus precios, como puede ser

la caña de azúcar, aún siendo el proceso en estos casos más complejo y costoso.

En las siguientes gráficas se muestra como varía el TIR en función del precio del

etileno y del etanol (para el caso GN, aunque obviamente, dados los datos recogidos

en la tabla 14, los resultados para biomasa son muy similares).


Figuras 10 y 11. TIR en función del precio de etileno y etanol

Además se calcularan el índice de rendimiento de la inversión, que indica la

proporción de beneficio sobre la inversión una vez que se ha recuperado la inversión

con la tasa de rendimiento exigida [VEL03] y la tasa interna de retorno (TIR), que es la

tasa de interés que hace que el Valor Actual Neto (VAN) de una inversión sea cero

[SAP89]. Se debe determinar si el TIR del proyecto supera o no el coste de los recursos

financieros puestos a disposición del proyecto. Como se dijo antes, la tasa de

rentabilidad mínima exigida por la empresa es de un 10%, por lo que en lo que

respecta al TIR, la planta resultaría como una inversión rentable para ambos casos

estudiados.

También se incluyeron en la tabla el índice de rendimiento de la inversión (IR),

la anualidad a pagar al banco en concepto de devolución del préstamo y el valor de la

amortización de la planta, suponiendo como ya se dijo antes, una vida media para la

planta de diez años.

Para una visión más profunda sobre los flujos de caja y el análisis de la deuda,

estos estudios se muestran con más detalle y profundidad en el Anexo.


7.- CONCLUSIONES

A lo largo del proyecto se ha llevado a cabo el modelado y simulación en

régimen permanente de una planta de producción de etanol mediante hidratación

directa del etileno.

Dentro de lo posible, se intentó durante la simulación congeniar los datos

reales obtenidos por la bibliografía con la maximización de los beneficios y la reducción

máxima posible de costes. Hay que señalar que en la mayoría de los casos, los

resultados señalados por la literatura especializada y los obtenidos mediante

simulación con Aspen Plus fueron muy similares. Para los escasos casos en los que los

resultados eran contradictorios entre sí, se optó por la opción más conservadora. Un

ejemplo de ello fue el gasto del agua, menor en una primera simulación que en los

datos reflejados en la bibliografía, con lo que al final se optó por los datos que en ella

aparecen. Según la bibliografía [ETH08], se consumen 0,5 toneladas de agua por

tonelada de etanol producido. Al realizar la simulación se comprobó que la cantidad de

agua consumida era sensiblemente más pequeña (0,41 ton agua/ton etanol), por lo

que se decidió introducir un separador para purgar una parte del agua que podría ser

recirculada al lavador con el objetivo de cumplir con el valor de referencia.

El trabajo desarrollado es una parte de un proceso más amplio en el que se

pretende transformar biomasa en etanol que realiza el Grupo de Bioenergía de la

Universidad de Sevilla cuyo objetivo es la producción de etanol a partir de biomasa.

Esta biomasa se consigue convertir en olefinas (en su inmensa mayoría etileno) que

han de ser transformadas en etanol. Como siguiente paso a este proyecto, cabría la

posibilidad de seguir profundizando en el proceso global, integrando la parte aquí

realizada con el resto, lo que llevaría a ligeras modificaciones de lo expuesto aquí,

sobre todo en lo referente al aprovechamiento del etileno y a la integración

energética. Esto dotaría al proyecto completo de una mayor concordancia con la

realidad de las industrias que se dedican a la producción de etanol mediante esta vía.


8.- REFERENCIAS.

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[EST66]: W. Ester (to Hibernia-Chemie Gesellschaft nit beschrankter Hafting). U.S. Pat.

3,232,997 (1966).

[EST72]: Whilhelm Ester (to Hibernia-Chemie). U.S Patent 3,862,249

[EST75]: Ester, Wilhelm (Herne, DT), Heitmann, Wilhelm (Herne, DT)(to Hibernia-

Chemie) (1975). U.S Patent 3,862,249.

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[LEV98]: O. Levenspiel, Ingeniería de las reacciones químicas, Cap 14. Reacciones

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[MUL57]: Muller and F. D. Miller (to National Petroleum Chemicals Corp.). U.S. Pat.

2,792,432 (1957)

[MUL57]: J. Muller and H. I. Waterman, Brennst. Chem. (1957).

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[NEX06]: Nexant Chem Systems. Perp program, Etanol. (2006)

[ONT07]: Jesús F. Ontiveros. Dimensionamiento de Equipos de Transferencia de Calor

[PET91]: Peters & Timmerhaus. Plant design and economics for chemical engineers.

(1991)

[PRA90]: Miguel Prado, James Fair. Fundamental model for the prediction of sieve tray

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[REP05 ]: Repsol. Deshidratación por tamices moleculares. (2005)

[RIN72]: E. Rindtorff and W. Ester (to Veba-Chemnie Aktiengesellschaft). U.S. Pat.

3,704,329 (1972).

[ROB56]: R. L. Robinson (to Imperial Chemical Industries, Ltd.). U.S. Pat. 2,769,847

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[ROD01]: Rodríguez Sandiás, A: " La construcción de flujos de caja y la valoración".

(2001)

[SAB09]: Saudi Basic Industries Corporation, Products & Services, Chemicals: Ethylene

[SAI07]: SA Instrumentation & Control. Compressor efficiency and variable speed

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[SAP89]: Nassir Sapag Chain y Reinaldo Sapag Chain: Preparación y evaluación de

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[SCH77]: W. A. Scheller and B. J. Mohr, Chemtech (1977)

[SEI03]: Warren D. Seider; J. D. Seider; Daniel R. Lewin. Product & process design

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[SHE86]: Michael I. Sherman. U.S. Pat. 4,612,286. (1986)

[SHI37]: W. H. Shiffler and M. M. Holm (to Standard Oil of California). U.S. Pat.

2,061,810. (1937)


[SHI06]: Shinnosuke Onuki. Bioethanol : Industrial production process and recent

studies

[SMI58]: W. C. Smith, C. A. MacMurray, and W. L. Holmes (to Shell Oil Co.). U.S. Pat.

2,960,477. (1958)

[SRI69]: SRI CONSULTING. (Ethanol and isopropanol. Synthetic. October 1969)

[SRI86]:SRI CONSULTING (Review 85-2-3, Molecular Sieve Drying of 190 proof ethanol;

1986)

[STA71]: M. Statman and D.S. Martin (to Eastman Kodak Co.) (1971) U.S Patent

3,554,926.

[STA90]: Stanley M. Wallas. Chemical Process Equipment. (1990)

[TUR07]: Richard Turton; Richard C. Bailie; Wallace B. Whiting; Joseph A. Shaewititz.

Analysis, synthesis and design of chemical proces. (2007)

[ULL07]: Ullman´s Encyclopedia of Industrial Chemistry. Ethanol (2007)

[VALL51]: F. Vallette, Chim. Ind. (1951).

[VEB67]: Veba Chemie, GB, (1967).

[VEL03]: Ignacio Vélez Pareja: Decisiones empresariales bajo riesgo e incertidumbre.

Grupo Norma (2003)

[WIN49]: Winkler, Ind. Agr. Aliment ( 1949).

[WOR09]: Worcester Polytechnic Institute. Enzymatic Hydrolysis of Cellulosic Biomass

for the Production of Second Generation Biofuels (2009)

[ZIN10]: John Zink Company LLC. Products. (2010)


ANEXO A:

TABLAS DE DATOS DE LAS CORRIENTES EN

EL PUNTO DE DISEÑO


1 2 3 4 5 6 7

Temperature K 237,5 244,5 401,4 392,7 523,0 538,2 571,4

Pressure atm 16,8 70,9 70,7 70,7 70,5 70,2 69,4

Vapor Frac 0,00 0,00 1,00 0,79 1,00 1,00 1,00

Mole Flow kmol/hr 536,58 536,58 536,58 11235,60 11235,60 11235,60 10724,55

Mass Flow kg/hr 15051,49 15051,49 15051,49 289519,53 289519,53 289519,53 289519,53

Volume Flow l/min 553,35 573,46 4168,59 55635,69 103879,93 108315,82 112644,16

Enthalpy MMBtu/hr 20,45 20,88 29,12 -307,84 -142,02 -131,66 -131,66

Mass Flow kg/hr

AGUA 0,019 0,019 0,019 49493,894 49493,894 49493,894 40444,815

ETILENO 15028,003 15028,003 15028,003 231984,916 231984,916 231984,916 217648,248

ETANO 16,189 16,189 16,189 293,381 293,381 293,381 293,381

METANO 4,319 4,319 4,319 1934,186 1934,186 1934,186 1934,186

ETANOL 0,000 0,000 0,000 155,486 155,486 155,486 22892,974

DIETILET 0,000 0,000 0,000 5205,838 5205,838 5205,838 5854,050

NITROGEN 1,207 1,207 1,207 192,226 192,226 192,226 192,226

OXIGENO 0,345 0,345 0,345 158,854 158,854 158,854 158,854

MONOXIDO 0,151 0,151 0,151 71,226 71,226 71,226 71,226

DIOXIDO 1,185 1,185 1,185 29,261 29,261 29,261 29,261

ACETILEN 0,070 0,070 0,070 0,070 0,070 0,070 0,000

ACETALDE 0,000 0,000 0,000 0,144 0,144 0,144 0,262

CROTONOA 0,000 0,000 0,000 0,050 0,050 0,050 0,051

8 9 10 11 12 13 14

Temperature K 456,5 424,8 339,6 327,8 327,8 293,2 328,9

Pressure atm 69,2 69,0 13,0 12,8 12,8 13,0 12,6

Vapor Frac 0,52 0,18 0,69 1,00 0,00 0,00 1,00

Mole Flow kmol/hr 10724,55 10724,55 10724,55 8144,54 2580,01 636,82 8091,62

Mass Flow kg/hr 289519,53 289519,53 289519,53 231176,42 58343,11 11472,57 227939,29

Volume Flow l/min 53393,25 30814,33 252778,75 285206,03 1096,64 191,45 288847,35

Enthalpy MMBtu/hr -297,48 -358,45 -358,45 328,98 -687,46 -172,64 345,78

Mass Flow kg/hr

AGUA 40444,815 40444,815 40444,815 1560,422 38884,393 11472,570 1854,407

ETILENO 217648,248 217648,248 217648,248 217421,825 226,423 0,000 217920,367

ETANO 293,381 293,381 293,381 282,259 11,122 0,000 278,844

METANO 1934,186 1934,186 1934,186 1933,666 0,520 0,000 1934,849

ETANOL 22892,974 22892,974 22892,974 4172,599 18720,375 0,000 201,073

DIETILET 5854,050 5854,050 5854,050 5355,317 498,733 0,000 5299,843

NITROGEN 192,226 192,226 192,226 191,652 0,575 0,000 191,438

OXIGENO 158,854 158,854 158,854 158,820 0,033 0,000 158,871

MONOXIDO 71,226 71,226 71,226 71,213 0,012 0,000 71,232

DIOXIDO 29,261 29,261 29,261 28,474 0,787 0,000 28,209

ACETILEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETALDE 0,262 0,262 0,262 0,170 0,092 0,000 0,150

CROTONOA 0,051 0,051 0,051 0,005 0,046 0,000 0,008


15 16 17 18 19 20 21

Temperature K 328,9 397,0 323,2 323,2 313,2 323,2 383,6

Pressure atm 12,6 31,5 31,3 31,1 30,9 31,1 70,7

Vapor Frac 1,00 1,00 0,99 0,00 0,00 1,00 1,00

Mole Flow kmol/hr 8076,25 8076,25 8076,25 99,23 99,23 7977,01 7977,01

Mass Flow kg/hr 227506,21 227506,21 227506,21 2090,73 2090,73 225415,48 225415,48

Volume Flow l/min 288297,88 139185,93 112684,46 46,09 45,28 113385,90 59229,68

Enthalpy MMBtu/hr 345,12 371,09 339,87 -20,39 -20,46 360,27 382,69

Mass Flow kg/hr

AGUA 1850,884 1850,884 1850,884 1384,998 1384,998 465,885 465,885

ETILENO 217506,319 217506,319 217506,319 549,405 549,405 216956,914 216956,914

ETANO 278,314 278,314 278,314 1,122 1,122 277,192 277,192

METANO 1931,173 1931,173 1931,173 1,306 1,306 1929,867 1929,867

ETANOL 200,691 200,691 200,691 69,731 69,731 130,960 130,960

DIETILET 5289,773 5289,773 5289,773 83,935 83,935 5205,838 5205,838

NITROGEN 191,075 191,075 191,075 0,055 0,055 191,020 191,020

OXIGENO 158,570 158,570 158,570 0,061 0,061 158,509 158,509

MONOXIDO 71,096 71,096 71,096 0,022 0,022 71,075 71,075

DIOXIDO 28,156 28,156 28,156 0,079 0,079 28,076 28,076

ACETILEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETALDE 0,150 0,150 0,150 0,007 0,007 0,143 0,143

CROTONOA 0,008 0,008 0,008 0,004 0,004 0,004 0,004

22 23 24 25 26 27 28

Temperature K 328,9 420,0 1495,0 1486,4 462,3 442,8 329,8

Pressure atm 12,6 1,0 2,0 1,8 1,6 1,4 12,6

Vapor Frac 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 0,00

Mole Flow kmol/hr 15,37 530,00 545,66 545,66 545,66 545,66 1472,81

Mass Flow kg/hr 433,08 15290,71 15723,80 15723,80 15723,80 15723,80 29123,53

Volume Flow l/min 548,81 304427,97 557829,28 617646,36 216736,67 238124,94 523,41

Enthalpy MMBtu/hr 0,66 1,79 2,45 2,29 -15,84 -16,15 -394,34

Mass Flow kg/hr

AGUA 3,523 0,000 557,197 557,197 557,197 557,197 24880,456

ETILENO 414,049 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 50,983

ETANO 0,530 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 4,536

METANO 3,676 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,132

ETANOL 0,382 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 4047,414

DIETILET 10,070 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 139,347

NITROGEN 0,364 11729,244 11729,608 11729,608 11729,608 11729,608 0,267

OXIGENO 0,302 3561,466 2101,356 2101,356 2101,356 2101,356 0,010

MONOXIDO 0,135 0,000 0,008 0,008 0,008 0,008 0,003

DIOXIDO 0,054 0,000 1335,627 1335,627 1335,627 1335,627 0,344

ACETILEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETALDE 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,026

CROTONOA 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,013


29 30 31 32 33 34 35

Temperature K 328,4 306,0 374,2 360,1 412,9 412,9 412,9

Pressure atm 12,6 1,8 1,8 1,4 1,2 1,1 1,1

Vapor Frac 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 1,00 1,00

Mole Flow kmol/hr 4052,82 18,63 4034,18 592,48 592,48 94,11 498,37

Mass Flow kg/hr 87466,64 861,10 86605,54 24583,36 24583,36 1695,47 22887,89

Volume Flow l/min 1619,84 4331,39 1694,49 208440,35 279800,32 47170,19 249785,07

Enthalpy MMBtu/hr -1081,80 -1,48 -1063,84 -130,36 -128,22 -21,22 -107,00

Mass Flow kg/hr

AGUA 63764,849 7,619 63757,230 1766,118 1766,118 1695,474 70,645

ETILENO 277,406 277,406 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETANO 15,658 15,649 0,009 0,009 0,009 0,000 0,009

METANO 0,652 0,652 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETANOL 22767,789 21,750 22746,039 22715,028 22715,028 0,000 22715,028

DIETILET 638,079 535,987 102,093 102,093 102,093 0,000 102,093

NITROGEN 0,842 0,842 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

OXIGENO 0,043 0,043 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

MONOXIDO 0,016 0,016 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

DIOXIDO 1,131 1,131 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETILEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETALDE 0,118 0,003 0,115 0,115 0,115 0,000 0,115

CROTONOA 0,058 0,000 0,058 0,000 0,000 0,000 0,000

36 37 38 39 40 41 42

Temperature K 350,0 382,8 382,8 382,8 382,8 313,2 313,9

Pressure atm 1,0 1,4 1,4 1,4 1,4 1,2 13,0

Vapor Frac 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00

Mole Flow kmol/hr 498,37 3441,81 719,81 35,99 683,82 683,82 683,82

Mass Flow kg/hr 22887,89 62024,17 12971,61 648,58 12323,03 12323,03 12323,03

Volume Flow l/min 518,61 1138,67 238,14 11,91 226,23 209,74 209,90


Mass Flow kg/hr

AGUA 70,645 61993,101 12965,112 648,256 12316,856 12316,856 12316,856

ETILENO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETANO 0,009 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

METANO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETANOL 22715,028 31,012 6,486 0,324 6,162 6,162 6,162

DIETILET 102,093 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

NITROGEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

OXIGENO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

MONOXIDO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

DIOXIDO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETILEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETALDE 0,115 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

CROTONOA 0,000 0,058 0,012 0,001 0,012 0,012 0,012


43 44 45 46 47 48 49

Temperature K 382,8 387,0 423,0 423,1 430,0 432,0 442,0

Pressure atm 1,4 70,7 5,0 5,9 5,7 5,5 5,3

Vapor Frac 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 1,00 1,00

Mole Flow kmol/hr 2722,00 2722,00 505,00 505,00 505,00 505,00 505,00

Mass Flow kg/hr 49052,56 49052,56 9097,72 9097,72 9097,72 9097,72 9097,72

Volume Flow l/min 900,53 905,03 175,63 175,64 177,29 54116,01 57497,64


Mass Flow kg/hr

AGUA 49027,989 49027,989 9097,716 9097,716 9097,716 9097,716 9097,716

ETILENO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETANO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

METANO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETANOL 24,526 24,526 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

DIETILET 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

NITROGEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

OXIGENO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

MONOXIDO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

DIOXIDO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETILEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETALDE 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

CROTONOA 0,046 0,046 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

50 51 52 53 54 55 56

Temperature K 423,0 392,2 392,2 413,8 392,2 298,0 410,0

Pressure atm 5,1 1,9 2,4 2,2 2,0 1,2 1,4

Vapor Frac 0,00 0,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00

Mole Flow kmol/hr 505,00 1584,00 1584,00 1584,00 1584,00 15,30 313,00

Mass Flow kg/hr 9097,72 28536,20 28536,20 28536,20 28536,20 245,45 9030,17

Volume Flow l/min 175,63 529,70 529,72 414147,51 529,70 5196,20 125360,16

Enthalpy MMBtu/hr -132,00 -418,13 -418,13 -357,15 -418,13 -1,08 0,97

Mass Flow kg/hr

AGUA 9097,716 28536,204 28536,204 28536,204 28536,204 0,000 0,000

ETILENO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETANO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

METANO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 245,454 0,000

ETANOL 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

DIETILET 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

NITROGEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 6926,893

OXIGENO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 2103,281

MONOXIDO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

DIOXIDO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETILEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETALDE 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

CROTONOA 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000


57 58

Temperature K 1497,2 535,3

Pressure atm 1,2 1,0

Vapor Frac 1,00 1,00

Mole Flow kmol/hr 328,30 328,30

Mass Flow kg/hr 9275,63 9275,63

Volume Flow l/min 560181,91 241330,21

Enthalpy MMBtu/hr -0,11 -10,47

Mass Flow kg/hr

AGUA 551,268 551,268

ETILENO 0,000 0,000

ETANO 0,000 0,000

METANO 0,000 0,000

ETANOL 0,000 0,000

DIETILET 0,000 0,000

NITROGEN 6926,893 6926,893

OXIGENO 1124,121 1124,121

MONOXIDO 0,006 0,006

DIOXIDO 673,341 673,341

ACETILEN 0,000 0,000

ACETALDE 0,000 0,000

CROTONOA 0,000 0,000

Las corrientes serán iguales para el segundo caso, excepto las que incumben a la

biomasa que son:

55 56 57 58 59

Temperature K 298,0 410,0 1499,7 429,5

Pressure atm 1,2 1,2 1,2 1,0

Vapor Frac 0,66 1,00 1,00 1,00

Mole Flow kmol/hr 0 32,72 151,92 177,45 177,45

Mass Flow kg/hr 0 447,58 4382,95 5077,95 5077,95

Volume Flow l/min 0 7372,51 70986,69 417553,92 104228,37

Enthalpy MMBtu/hr -3,11 0,51 -2,61 -12,93

Mass Flow kg/hr

AGUA 0,000 208,500 0,000 470,419 470,419

ETILENO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETANO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

METANO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETANOL 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

DIETILET 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

NITROGEN 0,000 1,390 3362,088 3363,478 3363,478

OXIGENO 0,000 208,292 1020,864 340,067 340,067

MONOXIDO 0,000 0,000 0,000 4,692 4,692

DIOXIDO 0,000 0,000 0,000 899,206 899,206

ACETILEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETALDE 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

CROTONOA 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

CARBONO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

HIDROGEN 0,000 29,399 0,000 0,090 0,090

Mass Flow kg/hr 695,00 695,00 4382,95 5077,95 5077,95

Enthalpy MMBtu/hr -14,79 -3,11 0,51 -2,61 -12,93

Temperature K 298,00

Pressure atm 1,20 1,00


Vapor Frac 0,00

Mole Flow kmol/hr 0,00 20,60 0,00 0,00 0,00

Mass Flow kg/hr 0,00 247,42 0,00 0,00 0,00

Volume Flow l/min 0,00 1,83 0,00 0,00 0,00

Enthalpy MMBtu/hr 0,00

Mass Flow kg/hr

AGUA 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETILENO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETANO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

METANO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ETANOL 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

DIETILET 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

NITROGEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

OXIGENO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

MONOXIDO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

DIOXIDO 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETILEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ACETALDE 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

CROTONOA 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

CARBONO 0,000 247,420 0,000 0,000 0,000

HIDROGEN 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

Mass Flow kg/hr 695,00 0,00 0,00 0,00 0,00

Enthalpy MMBtu/hr -14,79

Mass Flow kg/hr

BIOMASS 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ASH 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

CHAR 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

SAND 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

BIOMAHUM 695,000 0,000 0,000 0,000 0,000

Mass Frac

BIOMASS 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

ASH 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

CHAR 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

SAND 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000

BIOMAHUM 1,000 0,000 0,000 0,000 0,000


ANEXO B:

TABLAS DE DATOS DE LOS EQUIPOS

DISEÑADOS


Todas las corrrelaciones para el cálculo del coste base de los equipos a año

2000 han sido sacadas de [PET91], excepto las que atañen a los quemadores de GN y

biomasa que se han calculado a partir de datos de referencia del 2010.

-Compresores.

La potencia de los compresores viene definida por Aspen. Para calcular su coste base

se aplicó la siguiente fórmula: Coste base ($)=EXP(7,2223+0,8*LN(Potencia en HP))

Potencia (Kw) Potencia (HP) Precio base($) (2000)

Compresor 1 7611 10207 2206574

Compresor 2 6569 8809 1961365

-Bombas.

El caudal que suministra la bomba, la altura que es proporciona y la potencia

consumida por el motor son proporcionados por Aspen. El precio de la bomba puede

calcularse mediante la siguiente fórmula:

Coste base ($)=EXP(9,2951-0,6019*LN(Factor de tamaño(S)) +0,0519*(LN(Factor de

tamaño(S)))2)

Siendo el factor de tamaño S: Caudal (gal/min)*(Altura (ft)0,5)

El coste del motor asociado a la bomba responde a la siguiente ecuación:

Coste base motor: = EXP (5,4866+0,13141*LN(Potencia motor en HP))

+0,053255*(LN(Potencia motor en HP))^2 +0,028628*(LN(Potencia motor en HP))^3-

0,0035549*(LN(Potencia motor en HP))^4)

Caudal(l/min) Altura (m) Caudal(gal/min) Altura(ft) Size Factor (S)

Bomba 1 553,35 1232,12 146,39 4042,38 9307,37

Bomba 2 209,74 124,55 55,49 408,62 1121,61

Bomba 3 900,53 788,30 238,24 2586,28 12115,62

Bomba 4 175,63 10,63 46,46 34,88 274,38

Bomba 5 529,70 5,00 140,13 16,39 567,40

Potencia Motor

(Kw)

Potencia

Motor (Hp)

Coste bomba

($)

Coste Motor

($)

Precio base

($) (2000)

Bomba 1 126,30 169,36 3391,20 7841,73 11232,94

Bomba 2 10,45 14,02 2054,39 705,52 2759,91

Bomba 3 263,34 353,13 3729,26 15678,28 19407,54

Bomba 4 0,66 0,88 1904,08 237,71 2141,79

Bomba 5 0,97 1,30 1929,98 251,02 2181,00


-Reactor.

El caudal másico y la densidad de la corriente de entrada al reactor son

proporcionados por Aspen. A partir de ellos se puede conocer el caudal volumétrico y

para una velocidad de paso determinada [SRI69], el área y el volumen del reactor. El

coste base de este es:

Coste base ($)= 60* Volumen (ft)

Reactor

Caudal (kg/hr) 289519,53

Densidad(gm/cc) 0,04

Caudal (m3/min) 108,32

Caudal (ft3/min) 3855,42

Velocidad de paso (ft/min) 30

Área(ft2) 128,51

Diámetro(ft) 12,79

Longitud(ft) 38,38

Volumen(ft3) 4931,75

Coste $ (2000) 443857,08

-Deshidratador

El caudal másico y la densidad de la corriente de entrada al reactor son

proporcionados por Aspen. A partir de ellos se puede conocer el caudal volumétrico y

para una velocidad de paso determinada [REP05], el área y el volumen del reactor. El

coste base de este es:

Coste base ($)= 60* Volumen (ft)

Deshidratador

Caudal (kg/hr) 24583,36

Densidad(gm/cc) 0,0015

Caudal (m3/min) 279,80

Caudal (ft3/min) 9959,27

Velocidad de paso (ft/min) 100

Área(ft2) 99,59

Diámetro(ft) 11,26

Longitud(ft) 24,52

Volumen(ft3) 2442,17

Coste $ (2000) 146530,02


-Quemadores.

Estos equipos se diseñaron a partir de datos de referencia de 2010, que nos dicen que

un quemador para gas natural (Caso 1) y otros gases como el etileno con una

capacidad de 500.000 MMBtu/año cuesta 75.000 $ [ZIN10].

A partir del dato del caudal másico que entra a estos quemadores (proporcionado por

la simulación en Aspen), y sabiendo el poder calorífico de los componentes, se puede

hallar la capacidad de los quemadores. Para hallar su precio se escaló respecto del

dato de referencia del párrafo anterior, con un factor de escala de 0,75. El quemador

de biomasa (Caso 2) se calculó de la misma manera con la salvedad de que su precio

para una referencia de 500.000 MMBtu/año es de 355700 $ [ERE10].

Quemador

Etileno

Quemador

GN(Caso1)

Quemador

Biomasa(Caso 2)

Caudal (kg/hr) 433,08 245,45 695

Pc (Kcal/Kg) 11305 12800 3388

Calor (Kcal/h) 4896022 3141814 2354660

Calor (Kcal/año) 4,29E+10 2,75E+10 2,76E+10

Calor (MMBtu/año) 170195 109215 81852

Referencia(Calor MMBtu/año) 500000 500000 500000

Referancia ($)(2010) 75000 75000 355703

Factor de Escala 0,75 0,75 0,75

Precio ($)(2010) 33422,89 23963,31 91544,84

-Destiladores flash.

Los datos del caudal másico y densidad de alimentación a las torres de destilación flash

pueden ser importados por Aspen, así como las presiones a las que trabajan. A partir

de ellos se puede calcular el caudal volumétrico de entrada a las torres y para una

velocidad de paso definida (que suele ser de unos 100 ft/min [STA90] para este tipo de

equipos), se puede calcular el área y el diámetro de la torre. Siguiendo las

recomendaciones que dicen que para una torre flash la altura ha de ser tres veces el

diámetro, se halla la longitud de la misma.

Es necesario conocer la presión a la que trabaja el destilador flash para calcular el

espesor de la misma. A partir de ella se calcula la presión de diseño de la misma que se

halla mediante la siguiente expresión:

Pdiseño(psig)= =EXP(0,60608+0,91615*LN(Poper(psig))+0,0015655*(LN(Poper(psig))2))

El espesor se halla mediante la siguiente ecuación:

Espesor (in) = (Pdis(psig) *D(in))/(2*0,85*13750-1,2* Pdis(psig))


En caso de que el espesor mínimo fuera de 0,25 pulgadas, se emplearía un espesor de

0,25 pulgadas.

Sabiendo lo anterior se puede calcular el peso de la torre mediante la siguiente

fórmula:

Peso (lb)=3,1416*( D(in)+ Espesor(in)*(O48+0,8* D(in))*0,284* Espesor(in)

y a partir de él el coste del recipiente:

Coste recipiente $ (2000)= =EXP(7,0374+0,18255*LN(Peso (lb))+0,02297*(LN(Peso

(lb)))2)

El coste de las plataformas y escalas que acompañan a toda columna se puede hallar a

partir de la siguiente expresión:

Coste plataformas y escalas ($)=231,1*D(ft)0,63316*H(ft)0,80161

Flash1 Flash2

Q másico(kg/hr) 289519,53 227506,21

Densidad (gm/cc) 0,02 0,03

Qvol(m3/min) 252,78 112,68

Qvol(ft3/min) 8997,46 4010,91

Velocidad de paso(ft/min) 100 100

Área(ft2) 89,97 40,11

Diámetro(ft) 10,71 7,15

Altura(ft) 32,12 21,44

Presión (atm) 13,00 31,30

Presion(Psig) 170,20 430,43

Presíon de diseño(psig) 211,38 502,65

Diámetro (inch) 128,13 85,55

Espesor(in) 1,17 1,89

Altura(inch) 384,40 256,65

Peso(lb) 65802,66 47894,37

Coste Recipiente($) 145797,25 117288,93

Coste de plataformas y escalas($) 16731,71 9371,88

Coste total ($) 2000 162528,96 126660,81


-Columnas de destilación y lavador.

La presión a la que trabajan se puede importar de la simulación en Aspen. También se

puede hacer lo mismo con el diámetro, usando la herramienta Tray Sizing que

proporciona el programa. Todas las torres se suponen de platos perforados y con una

distancia entre ellos de 0,5 m. La eficacia del plato para cada una de ellas fue de 0,75

para la de ligeros, 0,73 para la de etanol y 0,65 para el lavador [PRA90]. A partir de

aquí se puede calcular el número de etapas reales (las ideales se pueden importar

desde Aspen), y por tanto la altura de la torre.

Es necesario conocer la presión a la que trabajan las torres para calcular su espesor. A

partir de ella se calcula la presión de diseño de la misma que se halla mediante la

siguiente expresión:

Pdiseño(psig)= =EXP(0,60608+0,91615*LN(Poper(psig))+0,0015655*(LN(Poper(psig))2))

El espesor se halla mediante la siguiente ecuación:

Espesor (in) = (Pdis(psig) *D(in))/(2*0,85*13750-1,2* Pdis(psig))

En caso de que el espesor mínimo fuera de 0,25 pulgadas, se emplearía un espesor de

0,25 pulgadas.

Sabiendo lo anterior se puede calcular el peso de la torre mediante la siguiente

fórmula:

Peso (lb)=3,1416*( D(in)+ Espesor(in)*(O48+0,8* D(in))*0,284* Espesor(in)

y a partir de él el coste del recipiente:

Coste recipiente $ (2000)= =EXP(7,0374+0,18255*LN(Peso (lb))+0,02297*(LN(Peso

(lb)))2)

El coste de las plataformas y escalas que acompañan a toda columna se puede hallar a

partir de la siguiente expresión:

Coste plataformas y escalas ($) (2000)=231,1*D(ft)0,63316*H(ft)0,80161

El coste de los platos asociados a las columnas sigue la siguiente expresión:

Coste de platos =369*EXP(0,1739* D(in))*Fmaterial*Ftt*Fp

Siendo:

Fmaterial: Factor material. Para acero al carbono es 1.

Ftt: Factor tipo de plato. Para platos perforados es 1

Fp: Factor de platos: se puede calcular de la siguiente manera:

Fp= 2,25/1,0414Efplato. El valor mínimo aceptado es de 1.

Efplato: Eficacia de plato.


Columna de ligeros Columna de etanol Lavador

Presión(atm) 1,8 1,4 12,6

Diámetro(m) 1,82 3,18 3,24

Presión (psig) 10,91 10,00 164,51

Presión de Diseño (psig) 16,51 15,24 204,78

Diámetro (inches) 71,56 125,15 127,72

Espesor (inca) 0,25 0,25 1,13

Etapas Ideales 9 39 13

Eficacia de plato 0,75 0,73 0,65

Etapas reales 12,00 53,42 (54) 20,00

Distancia entre platos(m) 0,5 0,5 0,5

Longitud de la torre(m) 6 27 10

Longitud de la torre(inch) 236,22 1051,66 393,70

Peso(lb) 4700,35 32215,35 64469,57

Precio Torre ($) 27533,03 89975,14 143747,58

Diám int (ft) 5,98 10,46 10,67

Altura (ft) 19,74 87,87 32,89

Coste($) plataformas y escaleras 7831,16 36934,26 17020,83

Factor de platos 1,38 1 1

Factor tipo plato (Ftt) 1 1 1

Factor Material 1 1 1

Coste plato 1043,67 2273,66 2360,45

Coste platos($) 12524,09 121469,61 47209,10

Coste total $ (2000) 47888,28 248379,02 207977,50

-Intercambiadores de calor a alta Temperatura.

Se considera así a todos los intercambiadores en contacto con gases de combustión a

temperaturas elevadas, esto es, el calentador de la alimentación al reactor (tanto para

el caso de gas natural como el de biomasa) y los intercambiadores 8 y 9. La potencia

intercambiada por ellos es un dato que se puede importar de Aspen y a partir de ella,

el precio del intercambiador se puede calcular mediante la siguiente fórmula:

Precio base= =EXP(0,08505+0,766*ln(Potencia(BTU/hr))

Este precio base ha de ser multiplicado por un factor material, que para el caso del

acero al carbono es de 1,4 y por un factor de presión, que puede hallarse de la

siguiente manera:

Fp= =0,986-0,0035*(Presión(psig)/500)+0,0175*( Presión(psig)/500)2

La presión es otro dato que puede importarse de Aspen.


Calentador (Caso

GN)

Calentador (Caso

biomasa)

Intercambiador

8

Intercambiador

9

Q(Cal/s) 725189,9681 725189,9681 21638,05621 1268833,578

Energia (Btu/hr) 10359856,69 10359856,69 309115,0887 18126193,96

Precio base ($) 257452,8574 257452,8574 17473,05414 395184,2421

Factor Corrección Mat 1,4 1,4 1,4 1,4

Presión 70,45281477 70,45281477 5,9215396 5,7215396

Presión (Psig) 987,149026 987,149026 69,51429312 66,67029312

Fp 1,047302381 1,047302381 1 1

Precio compra 2000($) 377483,3867 377483,3867 24462,27579 553257,939

-Intercambiadores de calor.

Las datos de las temperaturas de entrada y salida de las corrientes al intercambiador,

la potencia intercambiada en los mismos, y la presión a la que trabajan son

suministrados por la simulación en Aspen. A partir de estos datos se puede calcular la

temperatura logarítmica media, según la siguiente ecuación.

LMTD(k) = (Tce-Tfe)-(Tcs-Tfs)/ln((Tce-Tfe)-(Tcs-Tfs))

Refiriéndose los sufijos e y s a corrientes de entrada y salida y c y f a la corriente

caliente y fría respectivamente.

El área del intercambiador se halla con la siguiente expresión:

Área (m2)= =Q(Watt)/(U*LTMD(K))

Donde U es el coeficiente global de transferencia de calor. Este coeficiente se estimó a

partir de los datos que aparecen en la bibliografía [ONT07]

A partir del área se puede calcular el precio base mediante la siguiente ecuación:

Precio base $= =EXP(11,147-0,9186*LN(Área(ft2))+0,0979*(LN(Área(ft2)))2)

Sin embargo, este precio base ha de ser corregido con un factor que es dependiente de

la presión a la que trabaja el intercambiador. Este factor Fp se puede hallar de la

siguiente manera.

Fp= =0,9803+0,018*(Presión(Psig))/100)+0,0017*(( Presión(Psig)/100)2)


Intercambiador

1

Intercambiador

2

Intercambiador

3

Intercambiador

4

T1a(K) 244,50 392,70 456,50 397,00

T1b(K) 401,00 523,00 424,80 323,20

T2a(K) 412,90 571,40 392,20 293,00

T2b(K) 350,00 456,50 413,80 313,15

ATlog media(K) 42,89 55,75 37,42 36,60

U (w/m2*K) 425,00 511,00 928,00 850,00

Q (Watt) 2410000 48600000 17870000 9150000

A (m2) 132,20 1706,09 514,56 294,10

A(ft2) 1430,52 18460,99 5567,87 3182,39

Precio base ($) 15382,03 105927,55 36561,06 24503,62

Presión(Atm) 70,90 70,70 69,20 31,50

Presión(Psig) 993,51 990,66 969,33 433,24

Fp 1,33 1,33 1,31 1,09

Precio 2000($) 20410,90 140402,74 48060,01 26713,64

Intercambiador

5

Intercambiador

6

Intercambiador

7

Intercambiador

10

T1a(K) 323,20 360,10 382,80 462,30

T1b(K) 313,20 412,90 313,20 442,80

T2a(K) 293,00 442,00 293,00 423,10

T2b(K) 313,15 423,00 313,15 430,00

ATlog media(K) 14,54 43,85 24,62 25,48

U (w/m2*K) 850,00 928,00 850,00 928,00

Q (Watt) 20000 620000 1010000 310000

A (m2) 1,62 15,24 48,26 13,11

A(ft2) 17,51 164,86 522,16 141,85

Precio base U-Tube($) 11154,12 8175,78 10223,14 8094,72

Presión(Atm) 31,10 1,40 1,40 1,60

Presión(Psig) 427,55 5,22 5,22 8,06

Fp 1,09 1,00 1,00 1,00

Precio 2000($) 12139,42 8175,78 10223,14 8094,72


-Cargas iniciales

a) Carga inicial de catalizador en el reactor.

La bibliografía [SRI69] nos dice que la cantidad de catalizador en el reactor es de 37,5

lb/ft3 de reactor. A partir de ahí, y sabiendo el volumen del reactor, calculado antes, se

puede hallar la cantidad total de catalizador necesario al principio.

Carga inicial reactor

Volumen reactor(ft3) 4931,75

Catalizador (lb/ft3) 37,50

Cantidad celita(lb) 184940,45

b) Carga inicial de tamiz molecular.

Según la bibliografía [REP05], el modelo usado para la deshidratación consta de dos

equipos en paralelo que deshidratan en ciclos de 5 minutos cada uno (10 min el ciclo

completo). La cantidad de tamiz molecular a emplear es de 8,333 kg Tamiz/kg agua

absorbida. Sabiendo el agua que se absorbe por hora (dato que se puede importar de

Aspen), se puede calcular la carga inicial de tamiz molecular a emplear.

Carga inicial

deshidratador

Q másico agua a absorber (Kg/hr) 1695,473693

Q másico agua a absorber en cada ciclo completo 282,5789489

Cantidad necesaria absorbente (Kg/Kg agua absorbida) 8,33

Cantidad inicial absorbente (Kg) 2354,824574


ANEXO C: TABLAS DE RESULTADOS

ECONÓMICOS EN EL PUNTO

NOMINAL DE DISEÑO


1.- TABLA DE COSTES DE EQUIPOS

1.1.- TABLA DE COSTES DE EQUIPOS PARA CASO GAS NATURAL

Coste equipos Caso GN


Compresor 1 2206574 5012394 13733960

Compresor 2 1961365 4455385 12207756

Bomba 1 11233 25516 69915

Bomba 2 2760 6269 17178

Bomba 3 19408 44086 120795

Bomba 4 2142 4865 13331

Bomba 5 2181 4954 13575

Deshidratador 146530 332854 912019

Reactor 443857 1008254 2762616



Lavador 207978 472436 1294475

Flash 1 162529 369196 1011598

Flash 2 126661 287719 788351


Intercambiador 2 140403 318935 873882

Intercambiador 3 48060 109172 299131






Intercambiador 9 553258 1256766 3443539


Calentador 377483 857481 2349499


Quemador GN 23963 23963


Carga inicial absorbedor 10597 10597



1.2.- TABLA DE COSTES DE EQUIPOS PARA CASO BIOMASA

Coste equipos Caso Biomasa


Compresor 1 2206574 5012394 13733960

Compresor 2 1961365 4455385 12207756

Bomba 1 11233 25516 69915

Bomba 2 2760 6269 17178

Bomba 3 19408 44086 120795

Bomba 4 2142 4865 13331

Bomba 5 2181 4954 13575

Deshidratador 146530 332854 912019

Reactor 443857 1008254 2762616



Lavador 207978 472436 1294475

Flash 1 162529 369196 1011598

Flash 2 126661 287719 788351


Intercambiador 2 140403 318935 873882

Intercambiador 3 48060 109172 299131






Intercambiador 9 553258 1256766 3443539


Calentador 377483 857481 2349499


Quemador Biomasa 91545 91545


Carga inicial absorbedor 10597 10597



2.-TABLA RESUMEN DE HIPÓTESIS ASUMIDAS

Hipótesis asumidas

Capital circulante ($) 7000000

Fondos deuda (%) 35

Fondos accionista (%) 65

Tasa impositiva (%) 35

Vida de la planta (años) 15

Devolución de prestamo (años) 15

Demora en devolución préstamo (años) 2

Interes (%) 6

Tasa interna de rentabilidad minima exigida (%) 10

Además, se considera que la depreciación de la planta es lineal y que al final de su vida

se recupera el capital circulante.

3.- TABLA DE CÁLCULOS AUXILIARES

3.1 TABLA DE CÁLCULOS AUXILIARES CASO GAS NATURAL

Caso GN

Intereses deuda ($) 5089938

Ingresos gravables ($) 5507321

Impuestos ($) 1927562

Beneficio despues de impuestos ($) 3579759

Flujo neto de caja ($) 8092245

3.2 TABLA DE CÁLCULOS AUXILIARES CASO BIOMASA

Caso Biomasa

Intereses deuda ($) 5097865

Ingresos gravables ($) 5752294

Impuestos ($) 2013303

Beneficio después de impuestos ($) 3738991

Flujo neto de caja ($) 8258506


4- TABLA DE ANÁLISIS DE LA DEUDA

4.1.- ANÁLISIS DE LA DEUDA CASO GAS NATURAL

Año Deuda pendiente a pcpio. de año Intereses Anualidad Devolución principal

1 43996744 2639805 0 0

2 46636548 2798193 0 0

3 49434741 2966084 5089938 2123853

4 47310888 2838653 5089938 2251284

5 45059604 2703576 5089938 2386361

6 42673243 2560395 5089938 2529543

7 40143699 2408622 5089938 2681316

8 37462384 2247743 5089938 2842195

9 34620189 2077211 5089938 3012726

10 31607463 1896448 5089938 3193490

11 28413973 1704838 5089938 3385099

12 25028874 1501732 5089938 3588205

13 21440669 1286440 5089938 3803497

14 17637171 1058230 5089938 4031707

15 13605464 816328 5089938 4273610

16 9331854 559911 5089938 4530026

17 4801828 288110 5089938 4801828

18 0

4.2.- ANÁLISIS DE LA DEUDA CASO BIOMASA

Año Deuda pendiente a pcpio. de año Intereses Anualidad Devolución principal

1 44065271 2643916 0 0

2 46709188 2802551 0 0

3 49511739 2970704 5097865 2127161

4 47384578 2843075 5097865 2254791

5 45129787 2707787 5097865 2390078

6 42739709 2564383 5097865 2533483

7 40206226 2412374 5097865 2685492

8 37520734 2251244 5097865 2846621

9 34674112 2080447 5097865 3017419

10 31656694 1899402 5097865 3198464

11 28458230 1707494 5097865 3390372

12 25067858 1504071 5097865 3593794

13 21474064 1288444 5097865 3809422

14 17664642 1059879 5097865 4037987

15 13626655 817599 5097865 4280266

16 9346389 560783 5097865 4537082

17 4809307 288558 5097865 4809307

18 0


5.- TABLA DE CALCULO DE VAN, TIR, IR Y FLUJOS DE CAJA

5.1.-CASO GAS NATURAL

Fin de año 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9

Préstamo 43996744

Inversión 0 -40612379 -27074919

Costes de producción 140543933 140543933 140543933 140543933 140543933 140543933 140543933

Ventas 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678

Depreciación 4512487 4512487 4512487 4512487 4512487 4512487 4512487

Intereses deuda 2966084 2838653 2703576 2560395 2408622 2247743 2077211

Ingresos gravables 7631174 7758605 7893682 8036864 8188637 8349516 8520047

Impuestos 2670911 2715512 2762789 2812902 2866023 2922330 2982017

Anualidad 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938

Flujo de caja neto 0 3384365 -27074919 7348897 7304296 7257019 7206905 7153785 7097477 7037791

FCN actualizado 0 3076695 -22375966 5521335 4988932 4506038 4068110 3671023 3311025 2984710

FCN actualizado acumulado 0 3076695 -19299271 -13777936 -8789004 -4282966 -214856 3456166 6767192 9751902

Flujo de caja del capital 0 3384365 -27074919 12438834 12394233 12346956 12296843 12243722 12187415 12127729

Flujo de caja de la deuda 0 -43996744 0 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938

Flujo de caja del accionista 0 3384365 -27074919 7348897 7304296 7257019 7206905 7153785 7097477 7037791


Fin de año 10 11 12 13 14 15 16 17

Préstamo

Inversión

Costes de producción 140543933 140543933 140543933 140543933 140543933 140543933 140543933 140543933

Ventas 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678

Depreciación 4512487 4512487 4512487 4512487 4512487 4512487 4512487 4512487

Intereses deuda 1896448 1704838 1501732 1286440 1058230 816328 559911 288110

Ingresos gravables 8700811 8892420 9095526 9310818 9539028 9780931 10037347 10309149

Impuestos 3045284 3112347 3183434 3258786 3338660 3423326 3513072 3608202

Anualidad 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938

Flujo de caja neto 6974524 6907460 6836373 6761021 6681148 6596482 6506736 6411605

FCN actualizado 2688981 2421023 2178279 1958427 1759355 1579145 1416055 1268502

FCN actualizado acumulado 12440883 14861906 17040185 18998612 20757967 22337112 23753168 25021670

Flujo de caja del capital 12064461 11997398 11926311 11850959 11771085 11686419 11596674 11501543

Flujo de caja de la deuda 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938 5089938

Flujo de caja del accionista 6974524 6907460 6836373 6761021 6681148 6596482 6506736 6411605

Incide de rendimiento 37%

Tasa interna de retorno 31%


5.2.-CASO BIOMASA

Fin de año 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9

Préstamo 44065271

Inversión 0 -40675635 -27117090

Costes de producción 140284003 140284003 140284003 140284003 140284003 140284003 140284003

Ventas 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678

Depreciación 4519515 4519515 4519515 4519515 4519515 4519515 4519515

Intereses deuda 2970704 2843075 2707787 2564383 2412374 2251244 2080447

Ingresos gravables 7879455 8007085 8142372 8285777 8437786 8598915 8769713

Impuestos 2757809 2802480 2849830 2900022 2953225 3009620 3069399

Anualidad 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865

Flujo de caja neto 0 3389636 -27117090 7514000 7469329 7421979 7371787 7318584 7262188 7202409

FCN actualizado 0 3081488 -22410818 5645379 5101652 4608465 4161182 3755591 3387865 3054525

FCN actualizado

acumulado 0 3081488 -19329331 -13683952 -8582299 -3973835 187347 3942938 7330802 10385327

Flujo de caja del capital 0 3389636 -27117090 12611865 12567195 12519844 12469652 12416449 12360054 12300275

Flujo de caja de la deuda 0 -44065271 0 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865

Flujo de caja del accionista 0 3389636 -27117090 7514000 7469329 7421979 7371787 7318584 7262188 7202409


Fin de año 10 11 12 13 14 15 16 17

Préstamo

Inversión

Costes de producción 140284003 140284003 140284003 140284003 140284003 140284003 140284003 140284003

Ventas 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678 155653678

Depreciación 4519515 4519515 4519515 4519515 4519515 4519515 4519515 4519515

Intereses deuda 1899402 1707494 1504071 1288444 1059879 817599 560783 288558

Ingresos gravables 8950758 9142666 9346088 9561715 9790281 10032560 10289376 10561601

Impuestos 3132765 3199933 3271131 3346600 3426598 3511396 3601282 3696560

Anualidad 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865

Flujo de caja neto 7139044 7071876 7000678 6925208 6845211 6760413 6670527 6575249

FCN actualizado 2752410 2478649 2230632 2005986 1802558 1618389 1451701 1300878

FCN actualizado acumulado 13137737 15616387 17847018 19853005 21655563 23273952 24725653 26026531

Flujo de caja del capital 12236909 12169741 12098544 12023074 11943076 11858278 11768393 11673114

Flujo de caja de la deuda 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865 5097865

Flujo de caja del accionista 7139044 7071876 7000678 6925208 6845211 6760413 6670527 6575249

Incide de rendimiento 38%

Tasa interna de retorno 32%

Pfc Hidrolisis Etileno

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