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MODELADO Y SIMULACIÓN DE UNA PLANTA DE OBTENCIÓN DE ETANOL
A PARTIR DE ÁCIDO ACÉTICO
Autor: Javier Martínez Valdayo
Tutor: Ángel Luis Villanueva Perales
Departamento de Ingeniería Química y Medioambiental
Escuela Técnica Superior de Ingenieros Universidad de Sevilla
Índice de Contenido.
1. Objetivo, Alcance y Metodología. .............................................................................. 1
1.1 Objetivo. .............................................................................................................. 1
1.2 Alcance del proyecto. .......................................................................................... 3
1.3 Metodología......................................................................................................... 3
2. Descripción del proceso global. ................................................................................ 5
2.1. Área de producción de gas de síntesis. .............................................................. 8
2.1.1. Entradas al proceso. .................................................................................. 11
2.1.2. Reacción. ................................................................................................... 12
2.1.3. Separación. ................................................................................................ 12
2.2. Área de producción de ácido acético. ............................................................... 17
2.2.1. Entradas a la planta. .................................................................................. 20
2.2.2. Reacción. ................................................................................................... 20
2.2.3. Zona de separación y recuperación. .......................................................... 21
2.3. Área de producción de etanol. .......................................................................... 22
2.3.1 Entradas a la planta. ................................................................................... 25
2.3.2. Zona de reacción. ...................................................................................... 25
2.3.3. Zona de Separación. .................................................................................. 26
2.4. Balance de materia global. ............................................................................... 28
2.4.1 Balance global. ........................................................................................... 28
2.4.2. Balance del área de producción de etanol. ................................................ 28
2.4.3. Balance de área de producción de ácido acético. ...................................... 29
2.4.4. Balance del área de reformado. ................................................................. 33
3. Simulación del proceso. .......................................................................................... 35
3.1 Modelado. ......................................................................................................... 35
3.1.1 Área de gas de síntesis. .............................................................................. 35
3.1.2. Área de producción de ácido acético. ........................................................ 39
3.1.3. Área de producción de etanol. ................................................................... 45
3.1.4. Método termodinámico. .............................................................................. 50
3.2. Integración energética. ..................................................................................... 54
3.3 Convergencia del proceso. ................................................................................ 59
3.4. Resultados del balance de materia y energía ................................................... 61
3.5. Resultados de la simulación de los equipos. .................................................... 69
3.5.1 Resultados de equipos del área de reformado. ........................................... 69
3.5.2. Resultados de equipos del área de producción de ácido acético. .............. 73
3.5.3. Resultados de equipos del área de producción de etanol. ......................... 78
3.6. Servicios. .......................................................................................................... 82
4. Análisis económico ................................................................................................. 84
4.1 Introducción ....................................................................................................... 84
4.2 Método de cálculos económicos ........................................................................ 84
4.2.1 Coste fijo ..................................................................................................... 85
4.2.2 Coste de arranque de la planta .................................................................. 91
4.2.3 Capital circulante ........................................................................................ 92
4.2.4. Coste total de inversión .............................................................................. 92
4.3. Análisis de costes ............................................................................................. 92
4.3.1. Flujos netos de caja ................................................................................... 92
4.3.2. Cálculo de los parámetros del flujo de caja ................................................ 94
4.4 Cálculo de áreas y volúmenes para el coste de equipos ................................... 94
4.4.1. Separadores Flash ..................................................................................... 95
4.4.2. Diseño de torres......................................................................................... 97
4.4.4 Costes de equipos. ..................................................................................... 98
5. Conclusiones. ....................................................................................................... 106
ANEXO I. Tecnologías para la obtención de ácido acético. ...................................... 107
1.1. Oxidación de Acetaldehído. ............................................................................ 109
1.2. Oxidación Catalítica de Butano-Nafta. ............................................................ 110
1.3. Obtención de ácido acético a partir de etileno. ............................................... 111
1.4. Obtención de ácido acético a partir de etano. ................................................. 112
1.5. Obtención a partir de microorganismos. ......................................................... 113
1.6. Concentración y Purificación en el proceso de ácido acético. ......................... 113
1.7. Carbonilación de metanol. .............................................................................. 114
1.7.1. Proceso Cativa descrito en la patente. ..................................................... 120
Anexo II. Tecnologías para la obtención de etanol. ................................................... 126
2.1. Procesos de obtención ................................................................................... 127
2.1.1. Proceso de Fermentación ........................................................................ 128
2.1.2. Proceso de hidrogenación indirecta ......................................................... 129
2.1.3. Proceso de hidrogenación directa ............................................................ 130
2.1.4. Otros métodos de obtención .................................................................... 131
2.1.5. Recuperación y purificación del etanol ..................................................... 132
ANEXO III. Tecnologías para la obtención de H2. ..................................................... 136
3.1. Steam reforming (SMR) .................................................................................. 136
3.2. Reformado autotérmico (ATR). ...................................................................... 137
Anexo IV Funcionamiento de PSA. ........................................................................... 138
Referencias consultadas. .......................................................................................... 150
Índice de ilustraciones.
Ilustración 1. Diagrama de bloques de la planta ............................................................ 1
Ilustración 2. Diagrama de flujo de la planta.................................................................. 5
Ilustración 3. Esquema área de reformado. .................................................................. 9
Ilustración 4. Funcionamiento PSA. ............................................................................ 14
Ilustración 5. Esquema área producción acético. ........................................................ 18
Ilustración 6. Esquema área producción etanol. .......................................................... 23
Ilustración 7. Esquema recirculación reactor etanol. ................................................... 29
Ilustración 8. Esquema simplificado de la planta. ........................................................ 34
Ilustración 9. Elección método termodinámico 1. ........................................................ 52
Ilustración 10. Elección método termodinámico 2. ...................................................... 52
Ilustración 11. Elección método termodinámico 3. ...................................................... 53
Ilustración 12. Esquema general de planta ................................................................. 61
Ilustración 13. Etapa alimentación ideal torre 1 y 2. .................................................... 75
Ilustración 14. Etapa alimentación ideal torres 3 y 4. .................................................. 80
Ilustración 15. Flujos de caja. .................................................................................... 105
Ilustración 16. VAN. .................................................................................................. 105
Ilustración 17. Vías de producción de ácido acético. ................................................. 107
Ilustración 18. Capacidad de producción mundial de ácido acético. ......................... 108
Ilustración 19. Consumo mundial de ácido acético.................................................... 108
Ilustración 20. Producción acético ruta acetaldehído. ............................................... 109
Ilustración 21. Planta obtención ácido acético vía oxidación butano-nafta. ............... 110
Ilustración 22.Planta de producción de ácido acético (proceso BASF). ..................... 115
Ilustración 23. Proceso de producción de ácido acético (proceso Monsanto)............ 116
Ilustración 24. Proceso Monsanto ............................................................................. 117
Ilustración 25. Proceso de producción ácido acético vía CATIVA. ............................ 119
Ilustración 26. Proceso CATIVA 1. ............................................................................ 120
Ilustración 27. Proceso CATIVA 2. ............................................................................ 121
Ilustración 28. Producción CATIVA 3. ....................................................................... 122
Ilustración 29. Condiciones de operación proceso CATIVA. ..................................... 124
Ilustración 30. Condiciones de operación y resultados de experiencias recogidas en la
patente...................................................................................................................... 125
Ilustración 31. Productos obtenidos a partir de etanol. .............................................. 126
Ilustración 32. Procesos industriales para obtención de etanol. ................................ 127
Ilustración 33. Proceso de síntesis de etanol vía ácido sulfúrico. .............................. 129
Ilustración 34. Síntesis de etanol por hidrogenación directa. ..................................... 130
Ilustración 35. Proceso de destilación etanol anhídro. .............................................. 133
Ilustración 36. Proceso de pervaporación. ................................................................ 135
Ilustración 37. Pasos del ciclo de funcionamiento PSA. ............................................ 140
Ilustración 38. Coste porcentual de unidades............................................................ 149
Índices de tablas. Tabla 1. Equipos de área de reformado ...................................................................... 11
Tabla 2. Equipos área producción ácido acético. ........................................................ 19
Tabla 3. Composición corriente salida reactor ácido acético. ...................................... 21
Tabla 4. Equipos área producción de etanol. .............................................................. 24
Tabla 5. Resultado balance materia ............................................................................ 34
Tabla 6. Especificaciones reactor de reformado. ........................................................ 35
Tabla 7. Especificación compresores área de reformado. ........................................... 36
Tabla 8. Especificaciones Flash 2. .............................................................................. 37
Tabla 9. Especificaciones Flash 3. .............................................................................. 37
Tabla 10. Especificaciones Flash 4. ............................................................................ 37
Tabla 11. Especificaciones intercambiadores área de reformado. .............................. 38
Tabla 12. Especificación bomba área reformado. ....................................................... 39
Tabla 13. Distribución másica de compuestos a la salida reactor de ácido acético. .... 39
Tabla 14. Especificaciones Flash 1. ............................................................................ 40
Tabla 15. Especificaciones torres destilacaión 1 y 2. .................................................. 42
Tabla 16. Especificaciones de intercambiadores área producción de ácido acético. ... 43
Tabla 17. Especificaciones de bombas área de producción de ácido acético. ............ 43
Tabla 18. Especificación caldera 1. ............................................................................. 44
Tabla 19. Especificaciones reactor de etanol. ............................................................. 45
Tabla 20. Especificaciones Flash 5. ............................................................................ 45
Tabla 21. Especificaciones Flash 6. ............................................................................ 46
Tabla 22. Especificaciones torres platos área etanol .................................................. 47
Tabla 23. Especificaciones compresores área etanol. ................................................ 47
Tabla 24. Especificaciones intercambiadores área etanol. .......................................... 48
Tabla 25. Especificación bomba área producción etanol. ........................................... 48
Tabla 26. Resumen métodos termodinámicos ............................................................ 51
Tabla 27. Tabla resumen de red de intercambiadores. ............................................... 58
Tabla 28. Resultado corrientes principales del área de reformado .............................. 64
Tabla 29. Resultado corrientes principales área de producción de ácido acético. ....... 67
Tabla 30. Resultado corrientes principales área de producción de etanol. .................. 68
Tabla 31. Tabla resultados principales. ....................................................................... 69
Tabla 32. Resultado reactor de reformado. ................................................................. 69
Tabla 33. Resultado de corrientes entrada y salida del reformador ............................. 70
Tabla 34. Resultado compresores área de reformado. ............................................... 70
Tabla 35. Resultado Flash 2. ...................................................................................... 71
Tabla 36. Resultado Flash 3. ...................................................................................... 71
Tabla 37. Resultado Flash 4. ...................................................................................... 71
Tabla 38. Resultado balance global de los separadores Flash 2, 3 y 4 ....................... 72
Tabla 39. Resultados intercambiadores área reformado. ............................................ 72
Tabla 40. Resultado bomba área de reformado .......................................................... 73
Tabla 41. Resultados reactor ácido acético ................................................................ 73
Tabla 42. Balance reactor ácido acético ..................................................................... 73
Tabla 43. Resultados Flash 1. .................................................................................... 74
Tabla 44. Resultado absorbedor. ................................................................................ 74
Tabla 45. Resultado torres 1 y 2. ................................................................................ 75
Tabla 46. Resultados balance de materia torres 1 y 2. ............................................... 76
Tabla 47. Resultados intercambiadores área producción de ácido acético ................. 76
Tabla 48. Resultado bombas área ácido acético. ........................................................ 77
Tabla 49. Resultado turbina área producción de ácido acético. .................................. 77
Tabla 50. Resultado caldera 1. ................................................................................... 77
Tabla 51. Resultado Flash 5. ...................................................................................... 78
Tabla 52. Resultado Flash 6. ...................................................................................... 79
Tabla 53. Resultado torres 3 y 4. ................................................................................ 79
Tabla 54. Resultados balance materia torres 3 y 4. .................................................... 80
Tabla 55. Resultados compresores área producción etanol. ....................................... 81
Tabla 56. Resultados intercambiadores área etanol. .................................................. 81
Tabla 57. Resultado bomba área producción de etanol. ............................................. 82
Tabla 58. Resultados caldera 2................................................................................... 83
Tabla 59. Coste de mano de obra ............................................................................... 90
Tabla 60. Balance económico de corrientes de entrada y salidas de planta ............... 90
Tabla 61. Tabla de precios.......................................................................................... 91
Tabla 62. Diseño de equipos flash .............................................................................. 96
Tabla 63. Diseño de torres. ......................................................................................... 97
Tabla 64. Diseño de reactores. ................................................................................... 97
Tabla 65. Índice de inflación. .................................................................................... 103
Tabla 66. Tabla resumen costes. .............................................................................. 103
Tabla 67. Análisis flujo de cajas. ............................................................................... 104
Tabla 68. Coste de Intercambiadores de calor .......................................................... 142
Tabla 69. Coste de recipientes a presión .................................................................. 143
Tabla 70. Coste de calderas ..................................................................................... 144
Tabla 71. Coste de compresores .............................................................................. 145
Tabla 72. Coste de turbina ........................................................................................ 146
Tabla 73. Coste de bombas ...................................................................................... 146
Tabla 74. Coste de unidades de proceso .................................................................. 147
Tabla 75. Coste porcentual de los equipos ............................................................... 148
Tabla 76. Coste energía eléctrica ............................................................................. 148
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
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1. Objetivo, Alcance y Metodología.
1.1 Objetivo.
El objetivo de este proyecto es simular el proceso de obtención de etanol a partir
de ácido acético y evaluar dicho proceso económicamente mediante un análisis de
flujos de caja para estudiar su viabilidad a día de hoy. La planta consta de tres áreas
diferentes:
- Área de producción de ácido acético [10].
- Área de producción de etanol [11].
- Área de reformado autotérmico de gas natural (ATR) [4].
La planta diseñada tiene como fin la obtención de etanol como anteriormente se ha
mencionado. El diagrama de flujo es el siguiente:
Ilustración 1. Diagrama de bloques de la planta
En esta figura se observan las corrientes de entrada a la planta y los productos que
se obtienen en las distintas áreas que componen la misma. Como puede verse, para la
obtención del producto final (etanol) las materias primas utilizadas son cuatro:
- Agua.
- O2.
- Gas natural (GN).
- Metanol.
Las reacciones principales que se llevan a cabo en el proceso distinguidas por
área de actividad son:
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
2
- Reacciones de reformado autotérmico [4]:
CH + H O ↔ CO + 3H
CO + H O ↔ CO + H
CH + O → CO + H O
- Reacción para la formación de ácido acético [10]:
CH OH + CO → CH COOH
- Reacción para la producción de etanol [11]:
CH COOH + 2H → CH CH OH + H O
La reacción global que incluye a las tres áreas de proceso es:
CH +12
O + CH OH ↔ CH CH OH + H O
La estructura seguida para el desarrollo de este documento es la siguiente:
1) Descripción global del proceso y descripción de cada área.
2) Modelado del proceso y resultados obtenidos.
3) Cálculos económicos.
4) Resumen y conclusiones.
5) Serie de anexos con un resumen del estado del arte de las tecnologías para
obtención de los distintos compuestos.
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1.2 Alcance del proyecto.
Se abarcarán los siguientes puntos:
1) Simulación del proceso.
2) Análisis económico de la rentabilidad de dicho proceso.
Con las siguientes peculiaridades:
- No se considera el tratamiento de residuos generados en el proceso.
- Autoabastecimiento energético. Se asumirá que la demanda de electricidad
necesaria para satisfacer la planta una vez explotada la capacidad de
generación a partir del vapor generado en el proceso se compra de la red.
- Se han usado datos de patentes para el modelado de los distintos procesos
que se tienen en la planta, concretamente para los reactores de etanol y
ácido acético y el tren de separación de la planta de ácido acético.
1.3 Metodología.
Para la realización de este PFC se usará el simulador comercial Aspen Plus
versión 2006.5. Con dicha herramienta se calcularán los balances de materia y se
comprobará si se cumplen las hipótesis de cálculo previstas. Posteriormente se
realizarán la integración energética de la planta y el diseño de los sistemas de
generación eléctrica y de vapor. Por último se realizará un análisis de flujo de caja
para estudiar la viabilidad económica del proceso.
A continuación se realizará una descripción más detallada de la planta a
simular así como del proceso de modelado, la integración de la planta, los cálculos
económicos realizados y las conclusiones.
El contenido estructurado por capítulos de este proyecto es el siguiente:
- Capitulo 1: Introducción
- Capítulo 2: Descripción global del proceso. En dicho capítulo se describirá
el proceso de manera global y cada parte de la planta por separado.
- Capítulo 3: Simulación del proceso. En este capítulo se mostrará la
metodología seguida para el simulado del proceso y los resultados
obtenidos.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
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- Capítulo 4: Análisis económico. En este apartado se presentará el análisis
económico que se ha llevado a cabo para conocer la viabilidad económica
del proyecto.
- Capítulo 5: Conclusiones.
- Anexos.
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2. Descripción del proceso global.
La planta diseñada tiene como fin la obtención de etanol a partir de metanol y gas
natural principalmente. El diagrama de flujo es el siguiente:
Ilustración 2. Diagrama de flujo de la planta
Como se observa en la figura, el proceso global lo conforman tres plantas
interconectadas entre sí, diferenciadas por colores:
- Rojo: Área de reformado.
- Verde: Área de producción de ácido acético.
- Azul: Área de producción de etanol.
A continuación se realizará una descripción del proceso global distinguiendo las
tres áreas que lo componen:
1) Área de reformado (rojo) [4].
Este proceso tiene como fin la obtención de CO y H2, dos compuestos que
serán utilizados como reactivos en las otras dos áreas de proceso.
Concretamente, el CO se empleará en la producción de ácido acético y el H2 en
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la producción de etanol. Al proceso entran tres corrientes principales que están
formadas por vapor de agua, gas natural y oxígeno y son llevadas a una etapa
de compresión para que las corrientes se sitúen a la presión requerida en el
reformador .Posteriormente la corriente de oxígeno se introduce directamente
al reformador mientras que las otras dos se mezclan en una única corriente
que se precalienta para llegar a la temperatura óptima de entrada al reactor,
donde se producen CO, CO2 y el H2. A continuación se separa la corriente
producto del reformador en tres corrientes: corriente de CO, corriente de CO2
que se envía parte de vuelta al reformador para ajustar la relación H2/CO y otra
de H2. La corriente de CO es llevada a una etapa de compresión para situarla a
la presión necesaria para la entrada en el área de producción de ácido acético.
2) Área de producción de ácido acético (verde).
Esta área tiene como fin la obtención del ácido acético mediante el proceso
CATIVA [10] de la empresa BP para usarlo posteriormente en la producción de
etanol. Para ello se alimenta metanol a un absorbedor al que llega también una
corriente de gases ligeros productos de la reacción de formación de ácido
acético. Posteriormente el metanol y el CO proveniente de la planta de
reformado se alimentan al reactor de ácido acético. Después la corriente
producto del reactor de ácido acético se lleva a un proceso de destilación por el
que por fondo de la columna se obtiene el ácido acético que se alimenta al
reactor de producción de etanol junto al hidrógeno producido en el reformador.
3) Área de producción de etanol (azul) [4].
Es el último área que conforma la planta. En ella se obtiene etanol por
hidrogenación directa del ácido acético. La corriente producto del reactor es
llevada a una zona de separación por la que se consigue separar por un lado el
H2, que se recircula al reactor, y por otro lado una corriente líquida que es
llevada a dos torres de destilación para recuperar de ellas el ácido acético no
reaccionado y recircularlo al reactor. El destilado de estas torres está formado
por agua y etanol y se lleva a una unidad de separación formada por un tamiz
molecular [19,20] para que se retire el agua que contiene la corriente de
destilado y obtener así el etanol.
Las corrientes de entrada al proceso se considerarán fuera de los límites de
batería del proceso y por lo tanto quedan fuera del alcance del presente PFC, salvo en
el análisis económico, ya que se contabilizará el coste de las mismas. Una vez que se
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
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realice la integración energética de la planta se calcularán los servicios de vapor y de
electricidad necesarios para satisfacer las necesidades de la misma.
Si se analizan los costes de producción de ácido acético, el mayor es la partida
destinada al CO que representa el 90% del coste total de las materias primas [9]. Por lo
tanto, será también un coste importante en el caso de la producción de etanol a partir
de dicho compuesto. Existen dos alternativas:
1) Estudiar la ubicación de este tipo de plantas. Se debe tener asegurado el
suministro de CO a un precio lo más bajo posible. Lo que se busca actualmente
es la colocación de este tipo de plantas lo más cerca posible de una planta de
producción de CO para abaratar los costes.
2) Colocar una planta para producir gas de síntesis que nos proporcione una
relación en el gas producido de H2/CO=2. Existen 4 formas de obtener gas de
síntesis [4,9]: - Reformado con vapor catalítico (Steam Reforming): genera un gas de
síntesis con una relación H2/CO cercana a 3, con lo que se descarta dicha
ruta.
- Oxidación parcial: se produce a partir de una combustión parcial del gas
natural y se genera un gas de síntesis con una relación H2/CO baja, pero se
requiere una fuente de oxígeno cercana.
- Reformado autotérmico: este proceso es una mezcla de los dos
anteriores, se consume parte del gas natural en producir el calor necesario
para el reformado catalítico. Esta es la opción más elegida para plantas
grandes.
- Gasificación: igual que el proceso de oxidación parcial, pero la
alimentación puede ser más variada, incluyendo la biomasa.
Al final, para ver la opción más adecuada hay que contemplar las ventajas e
inconvenientes de cada una, incluyendo los inputs necesarios para su mantenimiento y
su operación. Esto de discutirá en el punto siguiente.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
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2.1. Área de producción de gas de síntesis.
En el área de producción de gas síntesis [4], como anteriormente se ha
mencionado, se generan los reactivos necesarios para el resto del proceso, el CO y el
H2. En las otras dos áreas de proceso se consumen la totalidad de reactivos
producidos en ésta, consumiéndose el CO por completo en el área de ácido acético y
el H2 en el área de producción de etanol. Ambas plantas necesitan un gran caudal de
ambos reactivos y por ese motivo se ha optado por simular un área independiente
donde obtenerlos. Dentro de las posibles plantas químicas que pueden dar como
productos los dos compuestos anteriores se ha optado por un proceso de reformado
autotérmico debido a dos razones fundamentales:
1) Es apropiado para la producción de gas de síntesis a gran escala.
2) Mediante recirculación de CO2 en el proceso, se puede ajustar la corriente
producto a la estequiometria global de la planta, que es de H2/CO=2:1 según la
reacción de formación del ácido acético y la reacción de hidrogenación de éste
a etanol.
El reformador debe trabajar a 30 bares para su correcto funcionamiento.
Las sustancias que están presentes para la formación de ácido acético en este
área son:
Compuesto Fórmula
Agua H O
Metano CH
Oxígeno O
Dióxido de carbono CO
Monóxido de carbono CO
Hidrógeno H
A continuación aparece un esquema simplificado del área de reformado dónde se
han indicado las corrientes más importantes junto con los equipos principales que la
conforman:
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
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Ilustración 3. Esquema área de reformado.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
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Los equipos que forman parte de esta área son los siguientes:
Equipos área reformado
Equipo Tipo Función
Compresor 1 Compresor Impulsar GN
Compresor 2 Compresor Impulsar O2
Compresor 3 Compresor Impulsar GN
Compresor 4 Compresor Impulsar GN
Compresor 5 Compresor Impulsar O2
Compresor 6 Compresor Impulsar O2
Compresor 8A Compresor Impulsión a PSA
Compresor 8B Compresor Impulsión a PSA
Compresor 8C Compresor Impulsión a PSA
Compresor 9A Compresor Impulsión a PSA
Compresor 9B Compresor Impulsión a PSA
Compresor 10 Compresor Impulsión a PSA
Compresor 12 Compresor Impulsión a Conjunto Flash
Bomba 3 Bomba Impulsar agua
Flash2 Flash Recuperación de volátiles
Flash3 Flash Recuperación de volátiles
Flash4 Flash Recuperación de volátiles
Reformador Reactor Producción gas de síntesis
INTER A/B 6 Intercambiador Refrigeración intermedia de etapa de compresión
INTER A/B 7 Intercambiador Refrigeración intermedia de etapa de compresión
INTER A/B 8 Intercambiador Refrigeración intermedia de etapa de compresión
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
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INTER A/B 9 Intercambiador Refrigeración intermedia de etapa de compresión
INTER A/B 10 Intercambiador Refrigeración intermedia de etapa de compresión
INTER A/B 11 Intercambiador Refrigeración intermedia de etapa de compresión
INTER A/B 13 Intercambiador Precalentador al reactor
INTER A/B 14 Intercambiador Refrigeración intermedia de etapa de compresión
INTER A/B 15 Intercambiador Refrigeración antes de pasar a FLASH 2
INTER A/B 19 Intercambiador Refrigeración antes de pasar a PSA
INTER A/B 20 Intercambiador Refrigeración antes de pasar a FLASH 3
INTER A/B 21 Intercambiador Refrigeración antes de pasar a FLASH 4
PSA 1 PSA Recuperación de H2
Selexol Selexol Recuperación CO2
Tamiz Tamiz Molecular Separación CO/CO2
Tabla 1. Equipos de área de reformado
2.1.1. Entradas al proceso.
Entran tres corrientes al proceso:
1) Gas Natural
2) O2
3) Agua
Las dos primeras corrientes (corrientes 1 y 3) se comprimen en sus respectivos
trenes de compresión hasta 30 bares, que es la presión de operación del reactor de
ácido acético, componiéndose en la figura por un sólo compresor. El O2 se asume que
proviene de una unidad de separación de aire, unidad ASU [15]. Esta unidad no se
simula en el PFC, pero se tienen datos del coste de la misma y serán tomados en
cuenta a la hora del análisis económico para que se constate el coste asociado a la
producción de O2 [15]. El tren de compresión consta de tres compresores con una
relación de compresión cercana a 3 y tienen dos refrigeraciones intermedias que
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
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llevan las corrientes a una temperatura de 60 ⁰C para rebajar el consumo eléctrico.
Una vez tenemos las corrientes a la presión requerida, la corriente de agua y gas
natural son llevadas a un intercambiador de calor en contracorriente del cual sale una
corriente a unos 450 ⁰C que intercambia calor con la corriente de salida del
reformador, que se encuentra a 1000 ⁰C. El O2 se inyecta directamente al reformador.
2.1.2. Reacción.
En el reformado autotérmico [4,15] (Auto Thermal Reforming), parte del gas natural
introducido al proceso se quema para aportar la energía necesaria para operar a
1000 ⁰C. En el reformador se producen las reacciones siguientes:
CH + H O ↔ CO + 3H
CO + H O ↔ CO + H
CH + O → CO + H O
Se hace necesario recircular parte del CO2 generado en el proceso para obtener en
el reactor de reformado la cantidad deseada de CO. En este caso, dependiendo de la
cantidad de CO2 que se recircule, se puede ajustar el ratio H2/CO producido, con lo cual
se elimina la conversión de CO para dar H2 produciéndose en este caso la segunda
reacción en el sentido de derecha a izquierda, es decir, reaccionan el CO2 y el H2 para
dar CO. Se pretende obtener del reformador una relación de:
H2 /CO=2
La corriente de salida del reformador está compuesta fundamentalmente por CO2,
CO, H2 y H2O. A partir de este punto comienza el sistema de separación de éste área.
2.1.3. Separación.
El orden en la que se realiza la separación es el siguiente:
1) Eliminación del agua
2) Obtención del H2.
3) Separación CO/CO2
4) Recuperación de parte del CO2.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
13
2.1.3.1. Separación del agua.
El primer paso en el sistema de separación es la eliminación del agua presente en
la corriente de salida del reactor. Esto se realiza porque aguas abajo en el proceso se
requerirá que las corrientes se encuentren exentas de agua, antes de introducirse en
la unidad PSA [16]. Para ello, se enfría la corriente producto hasta una temperatura
cercana a los 107⁰C, y se comprime hasta los 40 bares. En estas condiciones se
alimenta al primer separador flash, el Flash 2 (Ilustración 3). Por cabeza de este
separador se obtienen casi todos los ligeros (parte se quedan disueltos en el agua) y
el 75% del agua, mientras que por el fondo se obtiene el 25 % del agua alimentada
con una parte de los ligeros disueltos. La corriente de cabeza del Flash 2 se alimenta a
otro separador, el Flash 4, enfriando antes esta corriente hasta los 0⁰C y operando
este equipo a una presión de 10 bares. En este separador se obtiene una corriente
gaseosa prácticamente exenta de agua. La corriente de cola del Flash 2 es enfriada
hasta los 75 ⁰C y se alimenta al Flash 3, en el que se obtiene una corriente gaseosa
formada por los ligeros que antes se encontraban disueltos en el agua.
Resumiendo, en las corrientes de colas del separador Flash 3 y 4 se obtiene el
agua a eliminar y por cabeza se obtienen los productos gaseosos deseados.
2.1.3.2. Obtención de H2.
Tras pasar por los separadores flash, se introduce la corriente en el equipo PSA
(Pressure Swing Adsorpcion) [16]. Este equipo se encuentra compuesto por dos
unidades de adsorción, y su nombre hace referencia a que la etapa de adsorción se
lleva a cabo a elevada presión. El sistema consta de dos equipos dispuestos en
paralelo y alternativamente uno de ellos funciona como adsorbedor mientras el otro se
encuentra en una etapa de regeneración dónde se recupera el adsorbente. El
adsorbente es una mezcla de zeolitas y carbón activo y es capaz de eliminar todas las
impurezas de la corriente de H2 deseada. De esta manera, se obtiene una corriente
prácticamente de H2 puro, y otra que contiene las impurezas que se producen en las
reacciones. El proceso consta de 4 pasos y se muestran en la siguiente figura de
izquierda a derecha:
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
14
Ilustración 4. Funcionamiento PSA.
1) Adsorción: El gas se alimenta a una de las unidades de adsorción que se
encuentra presurizada.
2) Despresurización: Con el H2 que aún queda de la primera unidad de adsorción
se comienza a presurizar la segunda unidad, logrando así la despresurización
de la primera hasta igualar las presiones en ambas y se comienza a purgar la
segunda unidad con el H2 introducido. Así se minimiza la pérdida de H2.
3) Purga: Presurizada la segunda unidad, se terminan de purgar las impurezas
retenidas en el adsorbente que contiene la corriente de alimentación abriendo
por el fondo.
4) Represurización: Con parte del H2 recuperado en la primera unidad se
presuriza totalmente la segunda, con lo que queda lista para volver a comenzar
el ciclo.
La etapa de recuperación se lleva a cabo a alta presión. La corriente de gas de
entrada ha de enfriarse hasta unos 40 ⁰C y como se viene de una separación dónde
se ha disminuido la presión de las corrientes para llevar a cabo las separaciones, es
necesario colocar un tren de compresión para llevar la corriente hasta los 30 bares
necesarios. Se obtiene con este método de separación una corriente de H2
prácticamente puro (99,99% de pureza).
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
15
2.1.3.3. Separación CO/CO2.
Para realizar esta separación, se utiliza un sistema de membranas cerámicas de 4
Å. Para determinar el factor de separación de estas membranas para la mezcla de
gases se utilizará la siguiente fórmula [17]:
α =(D− σ )(D − σ )
∗MM
dónde los parámetros que aparecen en la fórmula son:
D: Diámetro del poro de la membrana
σ : Diámetro cinético del CO
σ : Diámetro cinético del CO2
M : Peso molecular del CO
M : Peso molecular del CO2
El resultado es el siguiente:
α =(4 − 3,59)(4− 3,9) ∗
4428
= 86,36
Se obtiene un valor de α ≥ 15, con lo que sería un método correcto para la
separación de dichos componentes, obteniéndose por cabeza el CO2 y por colas el CO.
Se asume que el diámetro de la molécula de CO2 escogido es aproximado. En la
bibliografía consultada se ha encontrado referencias a tamaños de diámetros cinéticos
distintos, que van de 3,86 Å hasta 4,25 Å. Por lo tanto, se asume un cierto grado de
incertidumbre debido a la inexactitud de los datos encontrados.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
16
2.1.3.4. Recuperación de parte del CO2.
Para captar la cantidad necesaria de CO2 se utilizará la unidad SELEXOL [15]. En
la industria existen diversos métodos para poder separar el CO2 de una corriente de
proceso, como son [15]:
- Absorción química.
- Absorción física.
- Adsorción física.
- Membranas.
- Destilación.
De entre las 5 tecnologías más utilizadas, las dos primeras son las que están a la
cabeza en cuanto a su implementación en procesos químicos. En primera tecnología,
el absorbente más utilizado es la amina. Se ha optado en este caso por la
implantación en el proceso de una absorción física, y en este campo es el proceso
SELEXOL el más utilizado. Se ha tomado esta decisión por el hecho de que cuando la
cantidad de CO2 en una corriente de proceso es alta y se encuentra a elevada presión
resulta un proceso más económico frente a una absorción química, ya que en este
segundo caso sería necesario un gran gasto energético en la regeneración del agente
solvente. La presión parcial del CO2 es la clave para usar la absorción física (se
aconseja si la presión parcial de CO2 es mayor a 7 bares). En la absorción física, el
agente absorbente se regenera al provocar una bajada en la presión de la corriente
realizando un stripping, que hace que el CO2 se desorba sin tener que utilizar una
fuente de calor.
La unidad SELEXOL utiliza un sorbente constituido por un 95% de dimetil-éter y de
polietilen glicol, siendo el resto agua. El CO2 que se absorbe en el equipo se recupera
luego en un flash. Tras las etapas de desorción, el absorbente aún contiene entre un
25 y un 35% del CO2 recuperado, y este se devuelve al proceso para continuar la
operación. Se logra recuperar el 99% del CO2 de la corriente de alimentación. Una
alternativa de futuro para dicha tecnología es realizar la desorción en un flash que
operara a vacío, pero esto incrementaría los costes energéticos de impulsión, con lo
que es sólo una cuestión de economía el que pueda llegar a realizarse.
Una vez recuperado el CO2 se recircula al reformador. De la sección de reformado
se consiguen las corrientes necesarias para abastecer el resto del proceso. A
continuación se pasará a describir el proceso de producción de ácido acético.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
17
2.2. Área de producción de ácido acético.
Para el diseño de la planta de ácido acético se hará uso de la patente 6.140.535
[10]. Esta patente detalla tres alternativas para la producción de ácido acético
mediante el proceso CATIVA. Aparte, proporciona valores de composición de la
corriente de salida del reactor en función de las condiciones de operación, además de
describir los equipos que son necesarios para el montaje de una planta. Se ha elegido
como base fundamental la tercera alternativa, al ser la que menos equipos necesita
para el fin requerido. Las otras opciones están detalladas en el anexo de vías de
producción de ácido acético. El catalizador de este proceso es el Iridio, que se añade
al proceso como una sal soluble, por ejemplo IrCl3. La concentración de catalizador
debe mantenerse en un margen de 400 a 2000 ppm en el reactor. También se añade
CH3I como co-catalizador. Este compuesto cumple dos funciones: por un lado aumenta
la velocidad de formación de ácido acético y por otro hace que decrezca la formación
de ácido propiónico.
Las sustancias presentes en esta área son:
Compuesto Fórmula
Ácido acético CH COOH
Acetato de metilo CH COOCH
Yoduro de metilo CH I
Agua H O
Ácido propiónico CH CH COOH
Metano CH
Dióxido de carbono CO
Monóxido de carbono CO
Hidrógeno H
Metanol CH OH
El esquema del área de producción de ácido acético es el siguiente:
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
18
Ilustración 5. Esquema área producción acético.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
19
Equipos que forman parte del área de producción de ácido acético.
Equipos área acético
Equipo Tipo Función
Reactor Acético Reactor Producción de ácido acético
INTER A/B 1 Intercambiador Refrigerar entrada a Flash
INTER A/B 2 Intercambiador Calentar recirculación al reactor
INTER A/B 3 Intercambiador Calentar agua
INTER A/B 4 Intercambiador Calentar recirculación al reactor
INTER A/B 5 Intercambiador Enfriar corriente entrada a absorbedor
INTERCD1_1 Intercambiador Condensador torre 1
INTERCD1_2 Intercambiador Condensador torre 2
INTERRB1_1 Intercambiador Reboiler torre 1
INTERRB1_2 Intercambiador Reboiler torre 2
Flash1 Flash Recuperar catalizador
Absorbedor Absorbedor Recuperar volátiles
Torre Destilación 1 Torre destilación Separar ácido acético
Torre Destilación 2 Torre destilación Separar ácido acético
Caldera 1 Productor de vapor Recuperar calor de volátiles
Turbina 1 Turbina Generar potencia con vapor producido
Bomba 1 Bomba líquido Impulsar corriente a reactor
Bomba 2 Bomba líquido Impulsar corriente a reactor
Bomba 4 Bomba líquido Impulsa refrigeración reactor
Bomba 5 Bomba líquido Impulsa agua a caldera
Bomba 8 Bomba líquido Impulsa acético a área etanol
Tabla 2. Equipos área producción ácido acético.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
20
2.2.1. Entradas a la planta.
Son tres corrientes las que entran en dicha área:
1) CO.
2) Metanol.
3) Reposición de agua.
La corriente de CO (corriente 19) proviene del área de reformado y se alimenta al
reactor de producción de ácido acético mientras que la corriente de metanol (corriente
33) es alimentada al absorbedor para recuperar parte de los ligeros producidos en la
etapa de reacción. La corriente de reposición (corriente 24) viene a cubrir la pérdida de
co-catalizador y de agua que se produce en la etapa de recuperación de este área.
2.2.2. Reacción.
En el reactor de producción de ácido acético la reacción principal que se produce
es:
CH OH + CO → CH COOH
entrando en una relación los reactivos de 1:1.
Las condiciones a las que se llevará a cabo la reacción son [10]:
- Presión: 29,9 bares
- Temperatura : 189 ⁰C
En estas condiciones se tienen las siguientes conversiones y selectividades [10]:
- Conversión: 99,3%
- Selectividad respecto al metanol: 100 %
- Selectividad respecto al CO: 98,6 %
- Relación de entrada de reactivos: 1,014
En el reactor aparte de la reacción principal se dan una serie de reacciones
secundarias que no se exponen en la patente. El dato del cual si se dispone es la
composición en peso de la corriente de salida y las velocidades de formación de los
compuestos ligeros. Respecto a las velocidades de reacción se tienen los siguientes
[10]:
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
21
r =0,096 mol
l ∗ h
r =0,16 mol
l ∗ h
r =0,16 mol
l ∗ h
τ = 1,2 hora
En cuanto a la composición de la corriente líquida se tiene esta tabla y será
utilizada luego en el balance de materia de éste área [10]:
Compuesto Porcentaje en peso (%) CH COOH 76,3
CH COOCH 14,3 H O 7,3 CH I 2,1
CH CH COOH 397 ppm
Tabla 3. Composición corriente salida reactor ácido acético.
2.2.3. Zona de separación y recuperación.
La zona de separación está formada primeramente por un separador flash el cuál
se utiliza para recuperar el catalizador líquido y llevarlo de vuelta al reactor [10].
Posteriormente se ha colocado una torre de destilación en la que se consigue el
producto dentro de las especificaciones deseadas por la corriente de cola de la torre.
La corriente de destilados se obtiene en forma gaseosa ya que contiene los
incondensables formados en el proceso. Éstos son recuperados en el absorbedor,
donde son alimentados por el fondo de la columna, encontrándose en contracorriente
con el metanol que se introduce por la primera etapa de dicho equipo. No se consigue
la recuperación del 100% de los incondesables, por tanto los no recuperados son
enviados a una caldera productora de vapor para recuperar parte de la energía de la
corriente y no lanzar gases nocivos a la atmósfera. Este equipo (el absorbedor) es la
novedad que difiere del proceso original planteando en la patente usada como base
para la simulación.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
22
2.3. Área de producción de etanol.
Para la descripción de este proceso se utilizará una patente publicada el 4 de
Enero de 2011. Es la patente número 7.863.489 B2 [11]. Nace de la necesidad de
conseguir producir etanol a partir de ácido acético de forma económicamente viable.
Las fluctuaciones que actualmente están teniendo los precios del barril de petróleo, el
gas natural y los cereales hace que el precio del etanol en el mercado también esté
aumentando su fluctuación, haciendo más necesario si cabe la búsqueda de rutas
alternativas que hagan más rentable la producción de etanol cuando los precios de las
materias primas mencionadas anteriormente aumente.
Hasta la fecha, muchos investigadores han buscado la forma de obtener etanol a
partir de ácido acético sin lograr obtener un resultado satisfactorio, ya que no se ha
logrado una selectividad a etanol adecuada, debido a que en los procesos
desarrollados hasta la fecha se producían gran cantidad de subproductos indeseados.
Ahora se ha encontrado un catalizador que permite realizar la hidrogenación del ácido
acético con una alta conversión y selectividad a etanol. Este catalizador está formado
por platino y estaño.
Las sustancias presentes en esta área son:
Compuesto Fórmula
Ácido acético CH COOH
Agua H O
Ácido propiónico CH CH COOH
Hidrógeno H
Etanol CH CH OH
El esquema de la planta de etanol es el siguiente:
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
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Ilustración 6. Esquema área producción etanol.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
24
. Los equipos que conforman éste área son:
Equipos área etanol
Equipo Tipo Función
Reactor de etanol Reactor Producir etanol
INT_REACTOR Intercambiador Calentar reactor
INTER 16 A/B Intercambiador Enfriar salida reactor
Flash 5 Flash Recuperación H2
Flash 6 Flash Recuperación de H2
DEPÓSITO DEPÓSITO Recuperación de H2
Compresor 11 Compresor Recircular H2
INTER 17 A/B Intercambiador Enfriar salida flash
Compresor 14 Compresor Recircular H2
Torre destilación 3 Torre destilación Recuperación etanol
Torre destilación 4 Torre destilación Recuperación etanol
INTERCD_3 Condensador Condensador torre 3
INTERCD_4 Condensador Condensador torre 4
INTERB_3 Reboiler Reboiler torre 3
INTERB_4 Reboiler Reboiler torre 4
Separador etanol Separador Separar producto
Purga Purga Purgar H2
INTER 18 A/B Intercambiador Calentar recirculación
Bomba 6 Bomba Bomba reciclo a reactor Tabla 4. Equipos área producción de etanol.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
25
2.3.1 Entradas a la planta.
En este caso, se tienen dos entradas al proceso, H2 (corriente 16) y ácido acético
(corriente 31). La primera de ellas proviene del área de gas de síntesis una vez es
separado del resto de compuesto gaseosos que allí se originan. La corriente de ácido
acético proviene del área de producción de este ácido, concretamente de las
corrientes de cola de las torres de destilación. Ambas corrientes se acondicionan a la
presión de entrada del reactor de etanol antes de ser introducidas en el mismo.
2.3.2. Zona de reacción.
El reactor de este proceso puede tener distintas configuraciones. Se puede utilizar
un reactor donde el catalizador se disponga en un lecho fijo adiabático o un
intercambiador de carcasa y tubo. El catalizador utilizado es una mezcla de platino y
estaño, aunque se puede añadir a esta mezcla un tercer metal, como puede ser el
caso del cobre, el paladio, el rutenio, el vanadio, el zinc, o una mezcla de alguno de los
anteriores, según el precio que tenga cada uno en el mercado a la hora de llevar a
cabo la instalación del mismo. La variación de peso entre el platino y el estaño puede
ir de 0.1 a 2, aunque el ratio de pesos recomendado es de 1 entre ambos metales. El
soporte más común para el catalizador es la sílica, aunque también podrían ser
zeolitas o carbón. Se necesita que se tenga un soporte para el catalizador de al menos
500 m2/gr.
Dependiendo de las condiciones del proceso y del catalizador utilizado, así de
cómo se prepare el catalizador, los resultados de conversión y selectividad pueden
variar. Para este proyecto, se ha considerado [11]:
- Velocidad espacial: 2500 h-1
- Temperatura: 250 ºC
- Reacción fase gas
- Proporción H2/Acético: 8,5:1
- Márgenes propuestos en la patente:
o Máximo: 20:1
o Mínimo: 5:1
- Presión: 22 bares
- Catalizador: Ratio platino/ estaño: 1. Soporte: silicato cálcico.
- Conversión obtenida: 70%
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
26
- Selectividad a etanol: 99%
2.3.3. Zona de Separación.
Este punto no está descrito en la patente, que se centra exclusivamente en el
diseño del proceso de reacción.
Existen dos zonas claramente diferenciadas en la zona de separación de esta
planta:
- Zona de separación del H2 para que sea recirculado al reactor.
- Zona de separación del producto final.
2.3.3.1. Zona de separación del H2.
Esta zona se ha diseñado para recuperar el H2 no reaccionado en el reactor, dónde
se alimenta este reactivo en un exceso que según las condiciones expuestas en la
patente debe ser de entre 20 a 5:1 en relación al ácido acético [11]. Esto nos lleva a
implantar un tren de separación para recuperar dicho componente que está formado
por una serie de separadores flash y un depósito separador de gotas [15]. La
secuencia de separación es la siguiente:
Tras salir del reactor, la corriente se enfría en un intercambiador hasta 25 ⁰C,
manteniendo la presión. Tras esto, la corriente se lleva al Flash 5 por el que se obtiene
por cabeza más del 99% del H2. Esta corriente es llevada a un depósito separador de
gotas dónde se elimina el agua y los líquidos orgánicos que aún arrastra purgándolos
por fondo. La cola del Flash 5 es llevada al Flash 6, dónde se recupera parte de los
ligeros disueltos en al corriente, trabajando para ello a una menor presión. Una vez
que se tiene H2 puro, hay que llevarlo nuevamente a la presión del reactor con lo que
se ha colocado un tren de compresión.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
27
2.3.3.2. Zona de separación del producto final
En este apartado a su vez hay que distinguir dos zonas distintas:
- Zona de separación de impurezas.
- Zona de separación etanol-agua.
a. Zona separación impurezas
Una vez se tiene ya la corriente líquida hay que separar las impurezas, como son
el ácido acético no reaccionado y el ácido propiónico. Para conseguir separar dichos
compuestos, se han utilizado dos columnas de destilación idénticas, en las que por
cabeza se obtiene la corriente producto y por las colas todas las impurezas, que son
recirculadas al proceso tras una purga previa en la que se desecha el 5% del volumen
de la corriente para que no se acumulen en el sistema productos como el ácido
propiónico.
b. Zona de separación etanol-agua [5,15,19,20]
El etanol y el agua forman un azeótropo al 95,45 % en peso, lo cual hace imposible
lograr un mayor grado de pureza en una única columna de destilación. Se hace
indispensable el uso de otra técnica diferente a la destilación para lograr sobrepasar el
azeótropo. Actualmente en la industria son tres los métodos más utilizados para este
fin que serán explicados en el Anexo III.
2.3.3.3. Elección del método a utilizar en la separación.
En el anexo III se exponen las ventajas e inconvenientes de distintas técnicas de
separación. Tras haberse sopesado las ventajas e inconvenientes de las tres técnicas
de separación descritas, se opta por usar tamices moleculares [5,20] debido a:
- Menor consumo energético. De las tres, es la que tiene un menor coste de
operación, que hoy día es un parámetro importante debido al precio de la
energía.
- Se evita tener que usar un agente adicional en la separación, con lo que se
obtiene un producto más limpio.
Hoy día, el coste de inversión de las tres opciones es bastante similar.
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
28
2.4. Balance de materia global.
A continuación aparece el balance de la planta estimado en un principio para el
cálculo de las corrientes de la planta.
2.4.1 Balance global.
La estequiometria global que se da en el proceso es:
CH +12
O + CH OH ↔ CH CH OH + H O
La planta se diseña para conseguir un caudal de etanol de 404.500 t/año. Si se
pasa este caudal másico a caudal molar en kmol/h se obtiene:
404.500 t/año de etanol=404.500/(24*350*46.06)*1000=1.045,46 kmol/h
Una vez se tienen estos caudales, se puede estimar los caudales en cada parte de
la planta. Como se tiene el caudal de producto deseado, se puede comenzar desde
ese punto hacia atrás en la estimación de las corrientes.
2.4.2. Balance del área de producción de etanol.
La reacción que se da en esta área es:
CH COOH + 2H → CH CH OH + H O
A parte también se sabe que:
- Conversión obtenida: 70%.
- Selectividad a etanol: 99 %.
Esto nos lleva a tener que recircular parte de los reactivos. A estas alturas del
proyecto, se supondrá que se consigue separar de manera ideal los distintos
compuestos. Así, la corriente de salida del reactor es:
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
29
Ilustración 7. Esquema recirculación reactor etanol.
Por lo tanto, para calcular la corriente de entrada se utiliza un volumen de control
que englobe la recirculación de reactivos:
1045,46/0,99=1056,6 kmol/h de ácido acético
1045,46/0,99*2=2112,2 kmol/h de H2
2.4.3. Balance de área de producción de ácido acético.
La reacción química principal es en este caso:
Del área anterior se tiene el caudal de ácido acético para el área de reformado.
Con los datos de conversión se obtienen los caudales de los compuestos que
intervienen en dicha área:
- Conversión: 99,3%
- Selectividad respecto al metanol: 100 %
- Selectividad respecto al CO: 98,6 %
- Relación de entrada de reactivos: 1,014
Así el caudal de CO necesario es de:
1056,6/(0,986*0,993)=1079,15 kmol/h de CO
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
30
y el de metanol:
1056,6/0,993=1064 kmol/h de metanol
En el reactor aparte de la reacción principal se dan una serie de reacciones
secundarias que no se exponen en la patente. El dato del cual sí se dispone es la
composición en peso de la corriente de salida y las velocidades de formación de los
compuestos ligeros. Respecto a las velocidades de reacción se tienen los siguientes
[10]:
r =0,096 mol
l ∗ h
r =0,16 mol
l ∗ h
r =0,16 mol
l ∗ h
τ = 1,2 horas
En cuanto a la composición de la corriente líquida, como se mencionó en la tabla 3
se tienen que en base al porcentaje de salida del ácido acético se puede calcular la
masa total que sale del reactor:
1.056,6*60/0,763= 83.088 kg/h total
De la masa total que sale del reactor, se calcula la cantidad de cada compuesto
que sale:
83.088 kg/h*0,143=11.881 kg/h CH3COOCH3
83.088 kg/h*0,073=6.065,424 kg/h H2O
83.088 kg/h*0,021=1.744,848 kg/h CH3I
Estos compuestos son los que se vuelven a recircular al reactor para que la
reacción transcurra a la velocidad adecuada.
La cantidad de catalizador y promotor añadidas no se calcularán al haberse
obviado en la simulación debido a la imposibilidad de tratarlos con el simulador Aspen
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
31
Plus ya que no se cuenta con datos de esas sustancias en las bases de datos que
toma como referencia al tratarse de sustancias patentadas.
Se asume que el reactor se comporta como un mezcla perfecta:
V = Q ∗ τ
El caudal de líquido que pasa a través del reactor es:
Q(l)=mmetanol*ρmetanol+QREC
Q(l)= 1064*32*1/0,7918+QREC=43.000+QREC
Con esto se podría calcular la cantidad de ligeros formada:
m =0,096 mol
l ∗ h∗ τ ∗ (43.000 + Q ) ∗
16 g1 mol
∗1 kg
1000 g= 0,0018432 ∗ (43000 + Q )
m =0,16 mol
l ∗ h∗ τ ∗ (43.000 + Q ) ∗
44 g1 mol
∗1 kg
1000 g= 0,008448 ∗ (43000 + Q )
m =0,16 mol
l ∗ h∗ τ ∗ (43.000 + Q ) ∗
2 g1 mol
∗1 kg
1000 g= 0,000384 ∗ (43000 + Q )
mT (kg)=0,01067*(43.000+ QREC)
El balance quedaría como:
mCO + mMetanol+0,95*QREC = mT+ mSalida reactor
33.670+32.735,5+0,95*QREC=0,01067*(43.000+ QREC)+82.742
QREC =17880 l/h=17,88 m3/h
Señalar que el caudal de recirculación es estimativo, debido a que se basa en la
densidad del metanol y se ha supuesto un valor medio entre la variación que puede
tener dentro de las distintas condiciones de operación.
A partir de haber obtenido el caudal de recirculación, la masa de cada compuesto
ligero formado es:
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
32
m = 112,21 kgh
m = 514,34 kgh
m = 23,37 kgh
El volumen del reactor es:
V= (17,88+43)*1,2=73 m3
La cantidad de ácido propiónico formado es:
397 ppm = 397 mg
l
397 mg
l∗ 73 ∗
100010
= 28,98 kgh
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
33
2.4.4. Balance del área de reformado.
Las reacciones que se dan en este caso son las siguientes:
CH + H O ↔ CO + 3H
CO + H O ↔ CO + H
CH + O → CO + H O
Para resolver este balance, se dejará de lado la tercera ecuación debido a que sólo
se introduce para cumplir el balance de energía del reactor de manera que opere de
manera adiabática. Sí tiene efecto, debido a que el CO2 y el CH4 obtenidos serán en
realidad distintos al calculado aquí pero a efectos de un cálculo simplificado no se
tomará en cuenta. De forma aproximada, la reacción global que se obtiene es la
siguiente:
CH + CO → 2CO + 4H
Por lo tanto, si se quiere obtener 1079,15 kmol/h de CO, se obtiene:
1079,15*2 = 2.158,3 kmol/h de H2
A partir del consumo de O2 estimado al principio en la reacción global se puede
obtener el caudal molar de CO2 y de CH4 de exceso estimado, siendo estos caudales de
522,74 kmol/h, es decir:
CH4= 522,74 kmol/h+1079,15 kmol/h=1601,89 kmol/h
CO2= 522,74 kmol/h
A continuación aparece un esquema global simplificado de toda la planta y una
tabla resumen con las corrientes principales calculadas en este apartado:
P.F.C. Simulación planta Etanol J.M.V.
34
Ilustración 8. Esquema simplificado de la planta.
La tabla de resultados que se obtiene es la siguiente en kmol/h:
Compuestos 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
Metanol 0 0 0 0 0 1064 0 0 0 0 0 0
Acético 0 0 0 0 0 0 1056,6 1056,6 0 0 0 0
Acetato 0 0 0 0 0 0 160,56 160,56 0 160,56 0 0
Agua 0 0 0 0 0 0 337 337 0 337 0 1045,46
Metano 1601,9 0 0 0 0 0 0 7 0 0 7 0
CO 0 0 0 0 1079,2 0 0 0 0 0 0 0
CO2 0 0 522,74 0 0 0 11,68 11,68 0 0 11,68 0
H2 0 0 0 2158,3 0 0 11,68 7000 7000 0 11,68 0
O2 0 522,7 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
Etanol 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 1046,46
Tabla 5. Resultado balance materia
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
35
3. Simulación del proceso.
En este punto se desarrollará todo lo relacionado con la simulación realizada en el
proyecto, en lo referido a especificaciones de los equipos para lograr realizar la misma,
resultados obtenidos tanto en los equipos simulados y al balance de materia de las
corrientes. Por otro lado se tratará el método de termodinámico, la secuencia de
convergencia de la planta y la integración energética de la misma.
3.1 Modelado.
A continuación se distinguirán entre los distintos equipos que forman cada área de
producción del PFC.
3.1.1 Área de gas de síntesis.
Está formada por los siguientes equipos:
- Reactor
En este caso se coloca un reactor tipo Gibbs [18]. En este caso hay que especificar
los posibles productos que se van a obtener de las reacciones que se den dentro del
mismo. Así, las especificaciones del reactor son:
Especificaciones
Presión (bar) 30
Temperatura (ºC) 1000
Fase vapor Incluida Posibles productos del equilibrio de la reacción O2, H2, CO2, CO y H2O
Cálculo realizados Equilibrio químico y equilibrio de fases a
en las condiciones dadas
Tabla 6. Especificaciones reactor de reformado.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
36
- Compresores:
Las especificaciones que se han impuesto para simular este tipo de equipos son
[18]:
o Compresores isentrópicos.
o Relación de compresión próxima a 3.
o Cuando la potencia supera al límite superior de la correlación para el coste de
estos equipos, se dividen las corrientes para dividir así la potencia necesaria para la
impulsión de dicha corriente.
o La temperatura máxima de entrada es de 60 ⁰C. Para ello, se coloca una red
de intercambiadores que se detallará en el apartado correspondiente a ese tipo de
equipos.
Las especificaciones de presión de salida de cada compresor colocado en esta
área serán:
Equipo Proceso Relación compresión Presión salida(bar)
Compresor 1 Área de reformado 3 3
Compresor 2 Área de reformado 3,33 30
Compresor 3 Área de reformado 3 9
Compresor 4 Área de reformado 3,33 30
Compresor 5 Área de reformado 3 3
Compresor 6 Área de reformado 3 9
Compresor 8A Área de reformado 6 6
Compresor 8B Área de reformado 6 6
Compresor 9A Área de reformado 3 18
Compresor 9B Área de reformado 3 18
Compresor 10 Área de reformado 1,66 30
Compresor 12 Área de reformado 1,333 40
Tabla 7. Especificación compresores área de reformado.
- Flash:
Tres separadores flash [18] forman parte del proceso de acondicionamiento de la
corriente producto del reformador para su entrada en la unidad PSA [16]. Su finalidad
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
37
es la de eliminar el agua que contiene la corriente que debe entrar a la PSA.
Primeramente, se realiza una separación en el equipo Flash 2. Posteriormente se
volverá a realizar un flasheado de la corriente de cabeza que va al flash 4 y cola que
va al flash 3, con el fin de recuperar la mayor parte de los reactivos valiosos que en
este caso son el CH4, el H2, el CO2 y el CO. Se debe eliminar el agua antes de entrar a
la PSA ya que es una de las especificaciones de trabajo del mismo.
Las especificaciones del Flash 2 son:
Equipo Flash 2
Presión (bar) 40
Temperatura (⁰C) 107,539
Calor neto (kW) 0
Tabla 8. Especificaciones Flash 2.
Equipo Flash 3
Presión (bar) 1
Temperatura (⁰C) 75
Calor neto (kW) 0
Tabla 9. Especificaciones Flash 3.
Equipo Flash 4
Presión (bar) 10
Temperatura (⁰C) 0
Calor neto (Kw) 0
Tabla 10. Especificaciones Flash 4.
- Unidad PSA , Selexol [15] y tamiz molecular [19,20]:
En el proceso de simulación de la planta existen equipos que debido a su elevada
complejidad y la falta de representación de una subrutina dentro del propio simulador,
se han simulado con un separador ideal. La única manera de simular estos equipos
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
38
habría sido describir un algoritmo matemático en lenguaje Foltran para así poder
simularlos.
- Intercambiadores de calor:
La especificación de dichos equipos se realiza en dos unidades complementarias,
A y B, como si se trataran de un intercambiador en contracorriente formado por dos
intercambiadores tipo HEATER [18]. Las unidades ‘A’ son las que se encuentran en
las corrientes de las que se extrae calor y donde se fija la temperatura de salida de las
mismas, generando un calor que es extraído de dicha unidad con una corriente de
energía. Las unidades ‘B’ son alimentadas corrientes frías a las que se aporta la
corriente de calor extraída del equipo ‘A’ para calefactarlas.
La especificación de diseño en este caso es la temperatura de entrada y de salida
del intercambiador A:
Equipo T entrada (ºC) T salida (ºC) Fluido
INTER A 6 137,30 60,00 GN
INTER A 7 178,00 60,00 GN
INTER A 8 173,40 60,00 O2
INTER A 9 223,70 60,00 O2
INTER A 10 240,00 90,00 Mezcla gases
INTER A 11 247,30 70,00 Mezcla gases
INTER A 13 1000,00 700,00 Mezcla gases
INTER A 14 700,00 150,00 Mezcla gases
INTER A 15 197,40 107,50 Mezcla gases
INTER A 19 167,30 30,00 Mezcla gases
INTER A 20 81,60 75,00 Mezcla compuestos
orgánicos
INTER A 21 107,50 0,00 Mezcla compuestos
orgánicos
Tabla 11. Especificaciones intercambiadores área de reformado.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
39
- Bomba:
Se ha colocado una bomba [18] para la impulsión de agua al reactor de reformado.
Las especificaciones son:
Equipo Presión de salida (bares)
Bomba 3 30
Tabla 12. Especificación bomba área reformado.
3.1.2. Área de producción de ácido acético.
Esta área está formada por los siguientes equipos:
- Reactor de producción de ácido acético:
Se utiliza para realizar la simulación de este equipo un reactor tipo yield [18]. Por lo
tanto se ha especificado el yield de cada compuesto que se produce en el mismo
gracias a los datos de la patente. En total, se han especificado los siguientes puntos:
o Presión: 29,9 bares
o Temperatura: 189 ⁰C
o Yield de los compuestos:
Compuesto Yield másico
ACETICO 0,65154398
ACETATO 0,19697472
YODURO 0,09550289
AGUA 0,04889251
PROPIONI 0,00026
CO 0,00208776
CO2 0,00322762
H2 2,89E-06
CH4 0,00150759
METANOL 0
Tabla 13. Distribución másica de compuestos a la salida reactor de ácido acético.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
40
- Flash 1:
La misión de este equipo dentro de la planta es la de separar el catalizador y
devolverlo al reactor. En este caso, por la falta de definición del compuesto que actúa
como catalizador en este proceso dentro del simulador, en la corriente de fondo no se
tiene dicho compuesto. Aún no pudiendo cumplir su misión original, se ha mantenido
dentro de la simulación para respetar en la mayor medida posible el proceso original.
La especificación es la siguiente:
Equipo Flash 1
Presión (bar) 1
Temperatura (⁰C) 105
Calor neto (KW) 0
Tabla 14. Especificaciones Flash 1.
- Absorbedor :
En un principio este equipo no está concebido en el proceso CATIVA [10] original.
El hecho de que se haya incluido se debe a que en el reactor original del proceso tiene
un venteo por donde se eliminan los ligeros generados. El problema radica en que no
se puede simular esa situación en el proceso, o por lo menos no se puede realizar con
un único equipo. Se podría haber colocado un separador ideal y simular los dos
fenómenos entre los dos equipos, pero se ha optado por colocar el absorbedor [18]
con el fin de dotar de mayor realismo al proceso simulado.
Por cabeza de la columna de destilación salen los ligeros, pero también parte de
los compuestos orgánicos en forma gaseosa. Para recuperarlos, se introducen en la
torre de absorción para que el metanol capte estos compuestos y devolverlos al
proceso. Por cabeza de la torre de absorción salen por tanto los ligeros del proceso
que son llevados a una caldera para ser incinerados debido a que no se pueden
expulsar directamente a la atmosfera. Por fondo se obtiene el metanol junto con los
compuestos absorbidos. Para especificar dicho equipo no se introduce ninguna
variable de diseño con margen de variación para hacer converger el equipo.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
41
Las especificaciones introducidas son las siguientes:
Especificaciones
Nº Platos 3
Condensador Ninguno
Ratio destilado (kmol/h) 30
Presión (bar) 1
- Columna de destilación 1 y 2 [18]:
Es el otro elemento de separación de esta planta. Su misión es la de separar por
un lado el ácido acético generado en la planta del resto de componentes que salen del
reactor. Es una columna formada por 40 platos. Previamente se ha realizado una
simulación de la torre con el modelo simplificado DSTWU [18] para obtener una
aproximación de la columna. Posteriormente se ha realizado la simulación con el
modelo Radfrac que aporta Aspen Plus. El condensador obtiene el producto en forma
vapor, ya que en la corriente de entrada se encuentran compuesto volátiles como el H2
y CO y no se puede obtener de forma líquida toda la corriente. El reboiler es tipo Kettle.
Para el cálculo de la columna se han realizado dos especificaciones de diseño:
o Recuperación de acético por el fondo: 0,999
o Recuperación de agua por el fondo: 0,001
Para cumplir con estas especificaciones de diseño, se han escogido la variación
de:
o Ratio de reflujo: a variar entre 1 y 10, con una salto en cada iteración 0,1.
o Ratio de corriente de fondo: a variar entre 1050 y 1080, con un salto de
variación de 0,1.
Aparte de las especiaciones de diseño, se ha utilizado la herramienta Tray sizing
[18] para calcular el diámetro de la torre. Esta herramienta estima el diámetro de la
torre necesario para que no se produzca la inundación de la misma. El resultado
obtenido hay que cotejarlo con el diámetro máximo posible para poder calcular el coste
de los platos necesarios en la torre. Al realizar la separación en una sola torre, el
diámetro obtenido fue de 4,87 metros de diámetro, con lo que se optó por separar la
corriente de entrada en dos, y colocar dos torres de destilación iguales. Para poder
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
42
realizar esto, los límites de dentro de los que variarán las especificaciones de diseño
también se redujeron a la mitad, de esta manera las nuevas especificaciones han sido:
o Ratio de reflujo: a variar entre 1 y 10, con un escalón en cada iteración 0,1.
o Ratio de corriente de fondo: a variar entre 525 a 540, con un escalón de
variación de 0,1.
Especificaciones
Nº Platos 40
Condensador Parcial vapor
Ratio de reflujo 2,5 Caudal de colas (kmol/h) 536 Presión condensador (bar) 1 Variación reflujo (kmol/h) 1 a 10 Variación colas (kmol/h) 525 a 540
Tabla 15. Especificaciones torres destilacaión 1 y 2.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
43
- Intercambiadores:
Se utilizan los equipos HEATER al igual que en el área anterior. Así, las
especificaciones de temperatura son las siguientes:
Equipo T entrada
(⁰C) T salida(⁰C) Fluido
INTER A 1 98,30 105 Mezcla compuestos
orgánicos
INTER A 2 55,10 189,0 Mezcla compuestos
orgánicos
INTER A 3 1654,40 300,00 Mezcla de gases
INTER A 4 109,00 189,00 Mezcla compuestos
orgánicos
INTER A 5 78,80 30,00 Mezcla compuestos
orgánicos
INTERCD1_1 78,90 78,80 Mezcla compuestos
orgánicos
INTERCD1_2 78,90 78,80 Mezcla compuestos
orgánicos
INTERRB1_1 117,60 117,60 Mezcla compuestos
orgánicos
INTERRB1_2 117,60 117,60 Mezcla compuestos
orgánicos
Tabla 16. Especificaciones de intercambiadores área producción de ácido acético.
- Bombas :
Se han colocado las siguientes bombas para impulsar las distintas corrientes. Las
especificaciones introducidas son las siguientes:
Equipo Presión de descarga (bar)
Bomba 1 29,9
Bomba 2 29,9
Bomba 4 6
Bomba 5 30
Bomba 8 22,2
Tabla 17. Especificaciones de bombas área de producción de ácido acético.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
44
- Turbina:
Se coloca una turbina [18] para la recuperación de energía del vapor producido en
esta área. Las para su cálculo son las siguientes:
Equipo Presión de descarga (bar)
Turbina 13,2
- Caldera:
Se han colocado dos calderas. Ambas se han modelado como un reactor Rstoic
[18], asumiendo que se comporta como un reactor mezcla perfecta en el cuál se
produce la combustión de los reactivos introducidos. Una de ellas tiene misión
incinerar los ligeros producidos en el planta de ácido acético. Con el calor generado se
produce vapor que su lleva a una turbina para producir energía eléctrica para el
funcionamiento de los distintos equipos de la planta. Las especificaciones de esta
calera son:
Caldera 1
Temperatura salida gas de caldera (⁰C) 1655
Caudal de gases (kmol/h) 229
Tabla 18. Especificación caldera 1.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
45
3.1.3. Área de producción de etanol.
En esta área se han colocado:
- Reactor de etanol:
Para la especificación del reactor tipo Rstoic [18] de etanol se han introducido
las siguientes especificaciones:
Especificaciones
Presión (bar) 22,2
Temperatura (ºC) 250
Reacción CH COOH + 2H → CH CH OH + H O
Conversión reactivo limitante 70% respecto ácido acético
Tabla 19. Especificaciones reactor de etanol.
- Flash:
Se han colocado como parte del tren de separación de la planta de etanol. Su
función es separar la mayor cantidad posible de H2 y recircularlo de nuevo al reactor
para que la reacción transcurra a la velocidad deseada. Se realiza una separación
previa mediante separadores flash para así enriquecer la corriente en H2 y poder hacer
factible la separación. Posteriormente se lleva a un depósito decantador de gotas. El
primer flash que se ha colocado es el Flash 5. Este equipo opera en las siguientes
condiciones:
Equipo Flash 5
Presión (bar) 22,2
Temperatura (⁰C) 25
Calor neto (KW) 0
Tabla 20. Especificaciones Flash 5.
La corriente de cabeza de este primer flash se introduce directamente al
depósito separador de gotas, mientras la corriente de cola es llevada al Flash 6 para
recuperar el H2 que aún contiene. Las condiciones de operación del Flash 6 son:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
46
Equipo Flash 6
Presión (bar) 1
Temperatura (⁰C) 23
Calor neto (KW) 0
Tabla 21. Especificaciones Flash 6.
- Columnas de destilación 3 y 4.
Estas columnas se encuentran en la zona de separación de la planta de
producción de etanol. Tienen como misión el separar el ácido acético no convertido en
el reactor para posteriormente ser recirculado al mismo. Por cabeza se pretende
obtener tanto el etanol como el agua y por colas los demás compuestos,
fundamentalmente ácido acético. Al igual que en el caso anterior, se realizó una
simulación previa con el modelo DSTWU [18] y posteriormente se implantó la columna
con el modelo Radfrac [18]. El número de platos de las torres es de 60. En este caso,
las dos salidas de la torre están en forma líquida. Para poder llevar a cabo dicha
separación, se impusieron dos especificaciones de diseño, que fueron:
- Recuperación por cabeza del 99,9% del agua.
- Recuperación por colas del 99,9 % del ácido acético.
Una vez hecho esto, al igual que en el caso anterior, se escogieron dos variables
para cumplir con las especificaciones mencionadas, que son:
- Ratio de destilado: 1 a 0,5.
- Ratio reflujo: 1 a 20.
También para este caso se utilizó la herramienta Tray sizing [18] para el cálculo del
diámetro de la torre. Al realizar la primera simulación de la torre, se observó que el
diámetro obtenido para los caudales que procesaba era demasiado alto, con lo que se
hizo necesario el utilizar dos torres similares. Para este caso, el diámetro obtenido fue
de 3,5 metros.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
47
Especificaciones
Nº Platos 60
Condensador Parcial vapor Recuperación por cabeza agua 99% Recuperación por cola ácido acético 99% Presión condensador (bar) 1 Variación reflujo (kmol/h) 1 a 20 Ratio destilado (kmol/h) 1 a 0,5
Tabla 22. Especificaciones torres platos área etanol
- Compresores:
Equipo Proceso Relación compresión Presión salida (bar)
Compresor 11A Planta etanol 6 6
Compresor 11B Planta etanol 6 6
Compresor 11C Planta etanol 6 6
Compresor 13 Plata Etanol 3,7 22,2
Compresor 14A Planta etanol 3,7 22,2
Compresor 14B Planta etanol 3,7 22,2
Tabla 23. Especificaciones compresores área etanol.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
48
- Intercambiadores:
Equipo T entrada (⁰C) T salida (⁰C) Fluido
INTER A 16 250,00 25,00 Mezcla gases
INTER A 17 302,00 40,00 H2
INTER A 18 117,00 100,00 Mezcla compuestos
orgánicos
INTERCD2 78,90 78,90 Mezcla compuestos
orgánicos
INTERCD4 78,90 78,90 Mezcla compuestos
orgánicos
INTERRB2 117,60 117,60 Mezcla compuestos
orgánicos
INTERRB4 117,60 117,60 Mezcla compuestos
orgánicos
Tabla 24. Especificaciones intercambiadores área etanol.
- Bomba Se coloca una bomba para devolver parte del reactivo no reaccionado devuelta
al reactor. Las especificaciones son las siguientes:
Equipo Presión de salida (bares)
Bomba 6 22,2
Tabla 25. Especificación bomba área producción etanol.
- Separador de etanol:
Se utiliza para simularlo un sistema de separación ideal al que se le asume un
rendimiento de separación del 99,9%, que es rendimiento que aparece en la
bibliografía consultada [19,20].
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
49
- Purga:
Su función es purgar parte del agua y del ácido propiónico que se obtiene en la
corriente de recirculación de ácido acético al reactor de producción de etanol. Para
ello, también se pierde parte del ácido acético. En concreto se purga un 5% del
volumen de la corriente y el resto se recircula al reactor. Se modela como un divisor de
corrientes de Aspen Plus [18].
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
50
3.1.4. Método termodinámico.
La elección de un método termodinámico [17,18] adecuado es un paso
fundamental a la hora de realizar una simulación en cualquier tipo de simulador
comercial. Su utilidad es calcular las propiedades termodinámicas de las sustancias y
establecer los equilibrios de fase para poder resolver los balances de materia y
energía en los distintos equipos así como su dimensionado. El hecho de que se trate
de un paso crítico a la hora de realizar una correcta simulación radica en que una
elección incorrecta invalida todos los resultados obtenidos en la simulación, ya que los
resultados obtenidos no serían próximos a la realidad.
Existen 4 tipos de métodos termodinámicos, que son:
- Ecuaciones de estado (EOS: Equation of State)
- Modelos de coeficiente de actividad (LACM: Liquid activity coefficient methods)
- Modelos combinados EOS-LACM (Son modelos predictivos)
- Correlaciones especiales para sistemas específicos.
Existe tanta variedad de métodos debido a que los procesos reales son muy
difíciles de modelar. En última instancia, todos los procesos químicos se rigen por las
fuerzas intermoleculares existentes entre las partículas, y éstas pueden alejarse
mucho del comportamiento ideal, haciendo más dificultoso su modelado. Cada uno de
los métodos anteriores tiene un campo de aplicación específico, dependiendo de las
sustancias que estén presentes en el proceso químico a simular.
Pero la elección de un método u otro no sólo depende de las sustancias
implicadas, sino también de las condiciones del proceso. Cada método termodinámico
es aplicable en un determinado rango de presión y de temperatura. Fuera de esos
rangos los resultados no son fiables debido a que las extrapolaciones realizadas por
los simuladores no se ajustan al comportamiento de las propiedades reales de las
sustancias en el proceso a simular.
A modo ilustrativo, se muestra la siguiente tabla, en la cual en función de las
sustancias y de las condiciones se indica a groso modo el método cuya aplicación es
factible en cada caso:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
51
Mezclas
Baja Presión (1-3
bar)
Media Presión ( 3-20
bar)
Alta Presión (> 20
bar)
Sustancias apolares
(hidrocarburos) EOS EOS EOS
Sustancias apolares
y medianamente
polares
EOS modificadas
o EOS-LACM
EOS modificadas
o EOS-LACM
EOS modificadas
o EOS-LACM
Sustancias
fuertemente
polares
EOS especiales-
LACM
EOS especiales-
LACM
EOS especiales-
LACM
Tabla 26. Resumen métodos termodinámicos
En nuestro caso se tiene un proceso que se lleva a cabo a una presión máxima de
29,9 bar, (que no se simule con un conjunto ideal) y se tiene una mezcla de sustancias
polares o medianamente polares. Bajo estas premisas, se puede vislumbrar que se
necesitará una EOS modificadas o EOS-LACM combinadas, utilizando EOS para la
fase gas y LACM para la fase líquida.
A continuación se hará una discusión sobre el método más apropiado elegir para
este caso. En un principio la primera cuestión que se plantea es si se tienen
sustancias polares en el proceso. En efecto, se cuenta con sustancias polares, así que
se debe escoger el camino superior. La siguiente cuestión a la que se llega es si existe
presencia de electrolitos en la simulación, cuestión que no se da. Esto lleva a la
siguiente figura:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
52
Ilustración 9. Elección método termodinámico 1.
Ilustración 10. Elección método termodinámico 2.
En esta figura se parte de sustancias polares no eletrolíticas. Se cuenta con
equipos que trabajan a más de 10 bares, así que se puede discernir se necesita una
combinación que utilice una EOS para la fase vapor y una LACM para la fase líquida.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
53
Aparte de esta pequeña discusión sobre el método a utilizar, Aspen Plus cuenta
con un asistente para ayudar a una correcta elección del método termodinámico a
utilizar. Según la guía de ayuda de Aspen Plus, el mejor método para este tipo de
proceso es el NRTL-HOC, ya que tiene una LACM para la fase líquida que es el
método NRTL y la EOS HOC que permite en fase vapor preveer la formación de
dímeros, fenómeno que ocurre cuando se trabaja con ácido acético.
Este último aspecto se pone de manifiesto en la siguiente figura dónde se parte de
que se tiene una fase líquida y se plantea si existe fase vapor asociada. Siendo
afirmativa la respuesta, lo que se nos plantea a continuación es sis existe formación de
dímeros o de hexámeros en la fase vapor. Como se ha mencionado, el ácido acético
es propenso a la formación de dímeros en fase vapor, por eso se elige el método
termodinámico anteriormente mencionado.
Ilustración 11. Elección método termodinámico 3.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
54
3.2. Integración energética.
Para dar poder cubrir el consumo energético se ha diseñado una red de
intercambiadores [12]. Se ha realizado en los siguientes pasos:
1- Se decide colocar por cada intercambiador dos equipos HEATER [18]. En el
primero de ellos se coloca en la corriente principal de proceso, y se denominará por la
letra ‘A’. En él, la corriente principal cambia su temperatura, generándose una
corriente de calor. Esta corriente de calor es la que alimenta energéticamente al otro
intercambiador, denominado ‘B’.
2- Se colocaron intercambiadores de calor en todos los puntos necesarios de las
distintas áreas. Posteriormente se observó cuál era la mayor temperatura que se
necesitaba en los procesos. El punto que más temperatura necesitaba era el reactor
de etanol que trabaja a 250 ºC.
3- Se colocó una caldera que aprovecha el calor de combustión de la corriente de
ligeros que se producen en el reactor de ácido acético para producir vapor. Este vapor
se usa para el intercambio de calor en algunos de los intercambiadores colocados tras
hacerlo pasar previamente por una turbina que genera energía eléctrica.
4- Para el resto de intercambiadores que necesitaban aporte de vapor, se colocó
una caldera en la que se introducía gas natural para poder obtener vapor recalentado
a 420ºC y 20 bares. La caldera genera la cantidad de vapor requerida y de ella se
distribuye la cantidad necesaria a cada intercambiador de la planta para que funcione
correctamente.
5- Los intercambiadores se han calculado suponiendo flujo en contracorriente,
para un mayor aprovechamiento energético. La diferencia de temperatura se ha
calculado por el método DTLM (diferencia de temperatura logarítmica media).
6- Para poder realizar el cálculo del área de los intercambiadores se ha tenido que
suponer un coeficiente de transferencia. De las distintas fuentes consultadas, se ha
hecho uso de una que nos proporciona un posible rango de valores en función del tipo
de intercambio a realizar y de las sustancias que intervienen en dicho proceso. Los
valores que se han escogido han sido [21]:
a) Calentamiento con vapor y mezcla de orgánicos: 0,34 kW/(m2)⁰C
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
55
b) Enfriamiento de vapores orgánicos con agua: 0,17 kW/(m2)⁰C
c) Enfriamiento de hidrocarburos con un refrigerante: 0,13 kW/(m2)⁰C
d) Condensadores de torres: 0,84 kW/(m2)⁰C
e) Reboilers de torres: 1,52 kW/(m2)⁰C
A continuación aparece una tabla dónde se muestra el cálculo de todos los
intercambiadores de calor colocado:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
56
Cálculos
intercambiadores Fluido frío Fluido caliente
Intercambiador U estimado
Kw/(m2)⁰C
Kw a intercambiar (Kw)
t entrada ºC
t salida ºC
Tipo fluido T entrada
ºC T salida
ºC Tipo fluido DTLM
Área (m2)
Δ P (bar)
INTER A/B 1 0,34 6499,51 98,30 105
Mezcla
compuestos
orgánicos
169,80 158,90 Vapor 62,68 307,38 5
INTER A/B 2 0,34 14988,33 55,10 189,0
Mezcla
compuestos
orgánicos
420,00 212,50 Vapor 191,85 231,57 9,90
INTER A/B 3 0,34 3296,28 26,90 285,00 Agua 1654,40 300,00 Mezcla de gases 679,96 14,37 29
INTER A/B 4 0,34 11,26 109,00 189,00
Mezcla
compuestos
orgánicos
212,80 212,70 Vapor 54,29 0,61 16,7
INTER A/B 5 0,13 8762,10 -20,00 -9,20 NH3 78,80 30,00 Mezcla compuestos
orgánicos 67,22 997,10 2
INTER A/B 6 0,34 961,72 20,00 48,10 Agua 137,30 60,00 GN 61,35 46,47 2
INTER A/B 7 0,34 1531,83 20,00 46,80 Agua 178,00 60,00 GN 76,78 59,14 8
INTER A/B 8 0,34 628,50 20,00 36,60 Agua 173,40 60,00 O2 78,72 23,66 2
INTER A/B 9 0,34 918,30 20,00 44,20 Agua 223,70 60,00 O2 92,92 29,29 8
INTER A/B 10 0,17 4279,87 20,00 178,80 Aire 240,00 90,00 Mezcla gases 65,50 387,35 17
INTER A/B 11 0,17 5011,55 20,00 190,40 Aire 247,30 70,00 Mezcla gases 53,38 556,62 5
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
57
Cálculos
intercambiadores Fluido frío Fluido caliente
Intercambiador U estimado
Kw/(m2)⁰C
Kw a intercambiar
(Kw)
t entrada
ºC
t
salidaºC Tipo fluido
T entrada
ºC
T
salidaºC Tipo fluido DTLM
Área
(m2)
Δ P
(bar)
INTER A/B 12 0,17 4413,45 20,00 170,20 Aire 313,30 60,00 H2 80,88 323,48 5
INTER A/B 13 0,17 11094,55 115,90 432,90 Mezcla
gases 1000,00 700,00 Mezcla gases 575,56 114,27 0
INTER A/B 14 0,17 19072,45 20,00 85,20 Aire 700,00 150,00 Mezcla gases 312,02 362,37 29
INTER A/B 15 0,13 7363,56 -20,00 -9,20 NH3 197,40 107,50 Mezcla gases 163,88 343,70 37
INTER A/B 16 0,34 52102,83 20,00 34,50 Agua 250,00 25,00 Mezcla gases 55,93 690,30 19,2
INTER A/B 17 0,34 15045,60 25,00 64,00 Agua 302,00 40,00 H2 80,67 552,81 5
INTER A/B 19 0,17 6705,38 20,00 114,70 Aire 167,30 30,00 Mezcla gases 25,66 1549,1 30
INTER A/B 18 0,17 278,01 25,00 39,60 Agua 117,00 100,00 Mezcla compuestos
orgánicos 76,19 21,63 1
INTER A/B 20 0,34 116,72 25,00 45,40 Agua 81,60 75,00 Mezcla compuestos
orgánicos 42,73 8,10 2
INTER A/B 21 0,13 4546,52 -20,00 -9,20 NH3 107,50 0,00 Mezcla compuestos
orgánicos 54,82 634,37 2
INTERCD1_1 0,84 12150,00 78,90 78,80
Mezcla
compuestos
orgánicos
25,00 60,10 Agua 33,29 432,75 1
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
58
Cálculos
intercambiadores Fluido frío Fluido caliente
Intercambiador U estimado
Kw/(m2)⁰C
Kw a intercambiar
(Kw)
t entrada
ºC
t
salidaºC Tipo fluido
T entrada
ºC
T
salidaºC Tipo fluido DTLM
Área
(m2)
ΔP
(bar)
INTERCD1_2 0,84 12150,00 78,90 78,80
Mezcla
compuestos
orgánicos
25,00 60,10 Agua 33,29 432,75 1
INTERCD3 0,84 24011,00 78,90 78,90
Mezcla
compuestos
orgánicos
25,00 56,30 Agua 36,01 790,56 1
INTERCD4 0,84 24011,00 78,90 78,90
Mezcla
compuestos
orgánicos
25,00 56,30 Agua 36,01 790,56 1
INTERRB1_1 1,52 8563,17 117,60 117,60
Mezcla
compuestos
orgánicos
420,00 212,50 Vapor 179,04 31,50 19
INTERRB1_2 1,52 8563,17 117,60 117,60
Mezcla
compuestos
orgánicos
420,00 212,50 Vapor 179,04 31,50 19
INTERRB2 1,52 26369,00 117,60 117,60
Mezcla
compuestos
orgánicos
420,00 212,00 Vapor 178,66 97,22 1
INTERRB4 1,52 23369,00 117,60 117,60
Mezcla
compuestos
orgánicos
420,00 212,00 Vapor 178,66 86,16 1
Tabla 27. Tabla resumen de red de intercambiadores.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
59
3.3 Convergencia del proceso.
Para lograr la convergencia de la planta se ha optado por la siguiente estrategia:
1) Simular bloques al colocarlos para verificar que no se producen errores al
especificar los mismos.
2) Colocar bloques simples en primer lugar. Esto se ha aplicado para el caso de
las columnas de destilación, dónde primero se ha colocado una columna
DSTWU y posteriormente una vez convergida la torre se ha sustituido por un
modelo Radfrac.
3) Partir de las estimaciones iniciales calculadas en el balance másico de toda la
planta.
4) Realizar la simulación de las distintas áreas en lazo abierto. Posteriormente
cerrar los lazos una vez comprobado que se ajusta a la tolerancia de las
corrientes.
Los parámetros que el simulador tiene por defecto. Estos son:
- Tolerancia: 0,001
- Corrientes de corte: no se ha especificado al simulador ninguna
directamente. Cuando ha sido necesario, se ha inicializado la corriente con
unos valores y luego se ha cerrado el lazo de recirculación.
- Número máximo de iteraciones: 30
- Método de convergencia: el que utiliza el simulador por defecto.
El proceso de simulado se ha realizado en tres etapas que serán explicadas a
continuación:
1) Convergencia área de producción de ácido acético.
Una vez introducidos todas las especificaciones en los equipos, se dejó la
simulación en lazo abierto por el lazo de recirculación de ligeros. Se introdujo entonces
una corriente al reactor con los mismos datos de la corriente en abierto y con el caudal
de reposición que se alimenta al reactor se fue ajustando la cantidad de cada reactivo
añadida hasta que ambas corrientes se hicieron iguales con una tolerancia menor que
la de corrientes de Aspen Plus. Una vez conseguido esto, se cerró el lazo eliminando
la corriente auxiliar que se añadió y colocando la corriente real del proceso.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
60
2) Convergencia del área de reformado.
El problema de esta área no ha sido de convergencia ya que las recirculaciones
partían de equipos ideales que no dan problemas en el simulador. El problema
radicaba en añadir la cantidad justa de reactivos para que el caudal de cada producto
deseado fuera el correcto. Al principio se realizó la simulación sólo del reactor,
aportando los caudales estimados al principio del proyecto en el balance de masa y se
fueron ajustando en función de los resultados arrojados por el simulador.
3) Convergencia del área de producción de etanol.
Una vez convergida las dos áreas anteriores, para converger ésta primero se
colocó una corriente de 7000 kmol/h de H2 a la entrada del reactor para garantizar la
cantidad que debe de haber de este compuesto en el reactor. Acto seguido se
convergió las torres de destilación y el sistema de separación de H2 para recircularlo al
reactor. En este caso, el lazo de recirculación de H2 se ha dejado abierto, pero las
corrientes tienen un caudal casi idéntico, pero la pequeña variación y el hecho de que
todo el H2 se recircula hace que no converja la planta.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
61
3.4. Resultados del balance de materia y energía
Ilustración 12. Esquema general de planta
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
62
Área de reformado
1 2 3 4 5 6 7 8 9
Temperatura (⁰C) 25,00 191,41 25,00 242,02 25,00 26,60 431,13 1000,00 700,00
Presión ( bar) 1,00 30,00 1,00 30,00 1,00 30,00 30,00 30,00 30,00
Caudal molar total (kmol/hr) 1126,71 1126,71 663,00 663,00 325,00 325,00 2230,71 3821,12 3821,12
Caudal molar (kmol/hr)
ACETICO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
YODURO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
AGUA 0,00 0,00 0,00 0,00 325,00 325,00 325,00 487,32 487,32
PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 1089,73 1089,73
CO2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 116,00 152,97 152,97
H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 2091,09 2091,09
CH4 1126,71 1126,71 0,00 0,00 0,00 0,00 1126,71 0,00 0,00
METANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
OXIGENO 0,00 0,00 663,00 663,00 0,00 0,00 663,00 0,00 0,00
NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
ETANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
NH3 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
63
Área de reformado
10 11 12 13 14 15 16 17 18 19
Temperatura (⁰C) 150,00 105,29 -0,01 56,96 167,63 30,00 30,00 30,00 30,00 30,00
Presión ( bar) 30,00 40,00 1,00 1,00 30,00 30,00 30,00 30,00 30,00 30,00
Caudal molar total (kmol/hr) 3821,12 3821,12 3338,58 482,53 3338,58 3338,58 2091,02 1247,56 160,3
0
1087,26
Caudal molar (kmol/hr)
ACETICO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
YODURO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
AGUA 487,32 487,32 10,25 477,07 10,25 10,25 0,00 10,25 10,25 0,00
PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
CO 1089,73 1089,73 1087,26 2,47 1087,26 1087,26 0,00 1087,26 0,00 1087,26
CO2 152,97 152,97 150,05 2,92 150,05 150,05 0,00 150,05 150,0
5
0,00
H2 2091,09 2091,09 2091,02 0,07 2091,02 2091,02 2091,02 0,00 0,00 0,00
CH4 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
METANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
ETANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
NH3 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
64
Área de reformado
20 21 22 23
Temperatura (⁰C) 30,00 30,00 30,00 30,00
Presión ( bar) 30,00 30,00 30,00 30,00
Caudal molar total (kmol/hr) 150,05 34,05 116,00 10,25
Caudal molar (kmol/hr)
ACETICO 0,00 0,00 0,00 0,00
ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00
YODURO 0,00 0,00 0,00 0,00
AGUA 0,00 0,00 0,00 10,25
PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00
CO 0,00 0,00 0,00 0,00
CO2 150,05 34,05 116,00 0,00
H2 0,00 0,00 0,00 0,00
CH4 0,00 0,00 0,00 0,00
METANOL 0,00 0,00 0,00 0,00
OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00
NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00
ETANOL 0,00 0,00 0,00 0,00
NH3 0,00 0,00 0,00 0,00
Tabla 28. Resultado corrientes principales del área de reformado
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
65
Área de producción de acético
19 24 25 26 27 28 29 30 31
Temperatura (⁰C) 30,00 189,00 189,00 189,00 189,00 105,00 105,00 78,82 117,57
Presión ( bar) 30,00 29,90 29,90 29,90 29,90 1,00 1,00 1,00 1,00
Caudal molar total (kmol/hr) 1087,26 3,10 3,58 1666,79 1694,05 1694,05 1690,47 621,79 1068,68
Caudal molar (kmol/hr)
ACETICO 0,00 0,00 3,06 1,07 1072,19 1072,19 1069,14 1,07 1068,07
ACETATO 0,00 1,00 0,15 262,31 262,77 262,77 262,62 262,62 0,00
YODURO 0,00 1,00 0,01 65,65 66,49 66,49 66,48 66,48 0,00
AGUA 0,00 1,10 0,36 267,57 268,20 268,20 267,84 267,58 0,27
PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00 0,35 0,35 0,35 0,00 0,35
CO 1087,26 0,00 0,00 0,01 7,37 7,37 7,37 7,37 0,00
CO2 0,00 0,00 0,00 0,94 7,25 7,25 7,25 7,25 0,00
H2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,14 0,14 0,14 0,14 0,00
CH4 0,00 0,00 0,00 0,43 9,29 9,29 9,29 9,29 0,00
METANOL 0,00 0,00 0,00 1068,80 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
ETANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
NH3 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
66
Área de producción de acético
32 33 34 35
Temperatura (⁰C) 30,00 20,00 29,09 20,00
Presión ( bar) 1,00 1,00 1,00 1,00
Caudal molar total (kmol/hr) 621,79 1075,00 30,00 1666,79
Caudal molar (kmol/hr)
ACETICO 1,07 0,00 0,00 1,07
ACETATO 262,62 0,00 0,32 262,31
YODURO 66,48 0,00 0,83 65,65
AGUA 267,58 0,00 0,00 267,57
PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00
CO 7,37 0,00 7,36 0,01
CO2 7,25 0,00 6,30 0,94
H2 0,14 0,00 0,14 0,00
CH4 9,29 0,00 8,85 0,43
METANOL 0,00 1075,00 6,20 1068,80
OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00
NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00
ETANOL 0,00 0,00 0,00 0,00
NH3 0,00 0,00 0,00 0,00
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
67
Tabla 29. Resultado corrientes principales área de producción de ácido acético.
Área de producción de etanol
33 16 31 36 37 38 39 40 41
Temperatura (⁰C) 100,89 30,00 117,57 222,43 25,00 23,33 25,76 25,76 25,76
Presión ( bar) 15,00 30,00 1,00 22,20 22,20 1,00 1,00 1,00 1,00
Caudal molar total (kmol/hr) 432,59 2091,02 1068,68 9546,80 9546,80 2524,57 7022,23 6999,75 22,48
Caudal molar (kmol/hr)
ACETICO 425,50 0,00 1068,07 448,07 448,07 447,49 0,58 0,00 0,58
ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
YODURO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
AGUA 0,99 0,00 0,27 1046,76 1046,76 1039,61 7,15 0,00 7,15
PROPIONI 6,10 0,00 0,35 6,44 6,44 6,44 0,00 0,00 0,00
CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
CO2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
H2 0,00 2091,02 0,00 7000 7000 0,0 7000 7000 0,00
CH4 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
METANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
ETANOL 0,00 0,00 0,00 1045,50 1045,50 1030,75 14,75 0,00 14,75
NH3 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
68
Área de producción de etanol
42 43 44 45 46 47 48 49
Temperatura (⁰C) 23,36 79,46 117,7 253,00 117,71 79,46 79,46 117,70
Presión ( bar) 1,00 1,00 1 20,00 1,00 1,00 1,00 1,00
Caudal molar total (kmol/hr) 2547,05 2091,41 22,77 7000,00 455,39 1044,45 1046,96 432,62
Caudal molar (kmol/hr)
ACETICO 448,07 0,18 22,40 0,00 447,92 0,00 0,18 425,52
ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
YODURO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
AGUA 1046,76 1045,71 0,05 0,00 1,05 0,00 1045,71 0,99
PROPIONI 6,44 0,02 0,32 0,00 6,42 0,00 0,02 6,10
CO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
CO2 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
H2 0,00 0,00 0,00 7000,00 0,00 0,00 0,00 0,00
CH4 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
METANOL 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
OXIGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
NITROGENO 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
ETANOL 1045,50 1045,50 0,00 0,00 0,00 1044,45 1,05 0,00
NH3 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
Tabla 30. Resultado corrientes principales área de producción de etanol.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
69
3.5. Resultados de la simulación de los equipos.
Una vez que se ha realizado la simulación de la planta en este apartado se
presentarán los resultados obtenidos. Primeramente se mostrarán los resultados
principales de consumo de materias primas y de servicios en la planta:
Tabla de resultados principales Consumo materias primas (kmol/h) CH4 1126,71 O2 663 H2O 325 Metanol 1075
Producto obtenido (kmol/h) Etanol 1045,5 Consumo de servicios Potencia (Kw) 53445 Agua (m3/h) 320 Vapor generado (m3/h) 248 Gas Natural consumido (kg/h) 20000
Tabla 31. Tabla resultados principales.
Una vez presentado el resultado del balance de materia de la planta se
procederá a reflejar el resultado de los distintos equipos que conforman la misma. Al
igual que en el apartado en el que se especificaban todos ellos, serán presentados
según el área al que pertenezcan.
3.5.1 Resultados de equipos del área de reformado.
Está formada por los siguientes equipos:
- Reactor:
Presión (bar) 30
Calor producido (Kw) -1669,36
Temperatura (⁰C) 1000
Tabla 32. Resultado reactor de reformado.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
70
El balance de materia dentro de este equipo es el siguiente:
Compuesto Entrada (kmol/h) Salida (kmol/h)
AGUA 325 487,32
PROPIONI 0 0
CO 0 1089,73
CO2 116 152,97
H2 0 2091,09
CH4 1126,705 0
OXIGENO 663 0
Tabla 33. Resultado de corrientes entrada y salida del reformador
- Compresores:
La potencia que necesitan para la impulsión es el resultado que arrojan dicho
equipos
Equipo Potencia de impulsión (Kw)
Compresor 1 1357,4
Compresor 2 1013,89
Compresor 3 1506,26
Compresor 4 1661,6
Compresor 5 816
Compresor 6 910,67
Compresor 8A 2752,56
Compresor 8B 2752,56
Compresor 9A 2659,74
Compresor 9B 2499,74
Compresor 10 2274,84
Compresor 12 1601,17
Tabla 34. Resultado compresores área de reformado.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
71
- Flash:
De los separadores flash se obtiene el rendimiento de separación de cada uno de
ellos:
Flash 2
Componentes Entrada (kmol/h) Cabeza(kmol/h) Cola(kmol/h) %Recuperación
AGUA 487,32 109,79 377,53 77,47
CO 1089,73 1081,81 7,92 99,27
CO2 152,97 147,35 5,62 96,32
H2 2091,09 2090,31 0,78 99,96
Tabla 35. Resultado Flash 2.
Flash 3
Componentes Entrada (kmol/h) Cabeza(kmol/h) Cola(kmol/h) %Recuperación
AGUA 377,53 8,23 369,30 97,82
CO 7,92 7,61 0,32 96,02
CO2 5,62 4,63 0,99 82,40
H2 0,78 0,78 0,00 99,85
Tabla 36. Resultado Flash 3.
Flash 4
Componentes Entrada (kmol/h) Cabeza(kmol/h) Cola(kmol/h) %Recuperación
AGUA 109,79 2,02 107,78 98,16
CO 1081,81 1079,65 2,15 99,80
CO2 147,35 145,42 1,93 98,69
H2 2090,31 2090,24 0,07 100,00
Tabla 37. Resultado Flash 4.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
72
Balance Global
Componentes Entrada(kmol/h) A resto de proceso(kmol/h) Salida(kmol/h)
% Recuperación
AGUA 487,32 10,25 477,07 97,90
CO 1089,73 1087,26 2,47 99,77
CO2 152,97 150,05 2,92 98,09
H2 2091,09 2091,02 0,07 100,00
Tabla 38. Resultado balance global de los separadores Flash 2, 3 y 4
- Unidad PSA 1, Selexol y tamiz:
Al ser separadores ideales no arrojan a la simulación ningún resultado relevante.
- Intercambiadores de calor:
Equipo T entrada (⁰C) T salida (⁰C) Fluido
INTER B 6 20,00 48,10 Agua
INTER B 7 20,00 46,80 Agua
INTER B 8 20,00 36,60 Agua
INTER B 9 20,00 44,20 Agua
INTER B 10 20,00 178,80 Aire
INTER B 11 20,00 190,40 Aire
INTER B 13 115,90 432,90 Mezcla gases
INTER B 14 20,00 85,20 Aire
INTER B 15 -20,00 -9,20 NH3
INTER B 19 20,00 114,70 Aire
INTER B 20 25,00 45,40 Agua
INTER B 21 -20,00 -9,20 NH3
Tabla 39. Resultados intercambiadores área reformado.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
73
- Bomba:
La potencia consumida por la bomba es de:
Equipo Potencia (Kw)
Bomba 3 14,01
Tabla 40. Resultado bomba área de reformado
3.5.2. Resultados de equipos del área de producción de ácido acético.
Esta área está formado por los siguientes equipos:
- Reactor de producción de ácido acético.
El resultado arrojado por este equipo es el siguiente:
Presión (bar) 29,9
Calor producido (kW) -45593,38
Temperatura (⁰C) 189
Tabla 41. Resultados reactor ácido acético
Componentes Entrada (kmol/h) Salida (kmol/h)
ACETICO 4,12 1072,2
ACETATO 262,45 262,77
YODURO 65,67 66,49
AGUA 267,93 268,2
PROPIONI 0,00171 0,347
CO 1087,27 7,37
CO2 0,94 7,25
H2 4,0394E-08 0,142
CH4 0,434 9,29
METANOL 1068,8 0
Tabla 42. Balance reactor ácido acético
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
74
- Flash 1:
El balance de las corrientes tras la simulación en dicho equipo es de:
Flash 1
Componentes Entrada (kmol/h) Cabeza(kmol/h) Cola(kmol/h) %Recuperación
ACETICO 1072,19 1069,14 3,06 99,72
ACETATO 262,77 262,62 0,15 99,94
YODURO 66,49 66,48 0,01 99,98
AGUA 268,20 267,84 0,36 99,87
PROPIONI 0,35 0,35 0,00 100,00
CO 7,37 7,37 0,00 100,00
CO2 7,25 7,25 0,00 100,00
H2 0,14 0,14 0,00 100,00
CH4 9,29 9,29 0,00 100,00
Tabla 43. Resultados Flash 1.
- Absorbedor:
Torre de absorción:
Componente Ent Metanol (kmol/h)
Ent. Corr. Proceso (kmol/h)
Cabeza (kmol/h)
Colas (kmol/h)
% Recuperación
ACETICO 0,00 1,07 0,00 1,07 100,00
ACETATO 0,00 262,62 0,32 262,31 99,88
YODURO 0,00 66,48 0,83 65,65 98,76
AGUA 0,00 267,58 0,00 267,57 100,00
PROPIONI 0,00 0,00 0,00 0,00 100,00
CO 0,00 7,37 7,36 0,01 99,86
CO2 0,00 7,25 6,30 0,94 86,99
H2 0,00 0,14 0,14 0,00 100,00
CH4 0,00 9,29 8,85 0,43 95,33
METANOL 1075,00 0,00 6,20 1068,80 99,42
Tabla 44. Resultado absorbedor.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
75
- Columna de destilación 1 y 2
Tras la simulación de las columnas, los resultados obtenidos han sido los
siguientes:
o Diámetro: 2,4 metros
- Resultado de condensador y reboiler:
Condensador
Reboiler
Temperatura (⁰ C) 78,8 Temperatura (⁰ C) 117,57
Calor (kW) 12149,89 Calor (kW) 8564,46
Destilado (kmol/h) 310,98 Colas (kmol/h) 534,39
Relación Reflujo 3,37 Relación Reflujo 2,41
Tabla 45. Resultado torres 1 y 2.
- Etapa de alimentación óptima [18]:
Ilustración 13. Etapa alimentación ideal torre 1 y 2.
05000
100001500020000250003000035000400004500050000
15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30
Qre
b
Etapa de alimetación
Qreb vs Etapa_alimen
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
76
- Balance de materia de las torres:
Torre destilación 1 y 2
Componentes Entrada (kmol/h)
Destilado (kmol/h)
Colas (kmol/h) % Recuperación en colas
ACETICO 1069,14 1,07 1068,07 99,90
ACETATO 262,62 262,62 0,00 100,00
YODURO 66,48 66,48 0,00 100,00
AGUA 267,84 267,58 0,27 99,90
PROPIONI 0,35 0,00 0,35 100,00
CO 7,37 7,37 0,00 100,00
CO2 7,25 7,25 0,00 100,00
H2 0,14 0,14 0,00 100,00
CH4 9,28 9,28 0 100,00
Tabla 46. Resultados balance de materia torres 1 y 2.
- Intercambiadores:
Se utilizan los equipos HEATER al igual que en el área anterior. Así, las
especificaciones de temperatura son las siguientes:
Equipo T entrada (⁰C) T salida (⁰C) Fluido
INTER B 1 169,80 158,90 Vapor
INTER B 2 420,00 212,50 Vapor
INTER B 3 26,90 285,00 Agua
INTER B 4 212,80 212,70 Vapor
INTER B 5 -20,00 -9,20 NH3
INTERCD1_1 25,00 60,10 Agua
INTERCD1_2 25,00 60,10 Agua
INTERRB1_1 420,00 212,50 Vapor
INTERRB1_2 420,00 212,50 Vapor
Tabla 47. Resultados intercambiadores área producción de ácido acético
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
77
- Bombas:
Se han colocado las siguientes bombas para impulsar las distintas corrientes. Las
especificaciones introducidas son las siguientes:
Equipo Potencia (kw)
Bomba 1 90,15
Bomba 2 0,58
Bomba 4 13,16
Bomba 5 11,34
Bomba 8 60,25
Tabla 48. Resultado bombas área ácido acético.
- Turbina:
Se coloca una turbina para la recuperación de energía del vapor producido en esta
área. Las para su cálculo son las siguientes:
Equipo Potencia (kw)
Turbina 150
Tabla 49. Resultado turbina área producción de ácido acético.
- Caldera:
Se han colocado dos calderas. Una de ellas tiene misión incinerar los ligeros
producidos en el planta de ácido acético. Con el calor generado se produce vapor que
su lleva a una turbina para producir energía eléctrica para el funcionamiento de los
distintos equipos de la planta. El resultado de esta calera es:
Caldera 1
Temperatura salida gas de caldera (ºC) 1655
Caudal de gases (kmol/h) 229
Vapor generado (30 bar, 285 ºC) 4140
Potencia (kW) 150
Tabla 50. Resultado caldera 1.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
78
3.5.3. Resultados de equipos del área de producción de etanol.
En esta área se han colocado:
- Reactor de etanol:
Presión (bar) 22,2
Calor (kw) 9660,98
Temperatura (⁰C) 222,45
Componentes Entrada (kmol/h)
Salida (kmol/h)
ACETICO 1493,57 448,07
AGUA 1,26 1046,76
PROPIONI 6,44 6,44
H2 9091,02 7000,03
ETANOL 0,00 1045,50
- Flash:
Al igual que para el área anterior, los resultados de los equipos flash colocados en
esta área son:
Flash 5
Componentes Entrada (kmol/h) Cabeza(kmol/h) Cola(kmol/h) %Recuperación
ACETICO 448,50 0,58 447,50 99,78
AGUA 1046,76 7,09 1039,73 99,33
PROPIONI 6,44 0,29 6,44 99,94
H2 7000,03 6993,63 6,40 99,91
ETANOL 1045,50 14,53 1030,97 98,61
Tabla 51. Resultado Flash 5.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
79
Flash 6
Componentes Entrada (kmol/h) Cabeza(kmol/h) Cola(kmol/h) %Recuperación
ACETICO 447,50 0,01 447,49 100,00
AGUA 1039,73 0,12 1039,61 99,99
PROPIONI 6,44 0,00 6,44 100,00
H2 6,40 6,4 0 100
ETANOL 1030,97 0,22 1030,75 99,98
Tabla 52. Resultado Flash 6.
- Columnas de destilación 3 y 4
Los resultados de las dos columnas de destilación colocadas en esta área son:
- Diámetro: 3,5 metros.
- Resultados de condensador y reboiler:
Condensador
Reboiler
Temperatura (⁰ C) 79,46 Temperatura (⁰ C) 117,71
Calor (Kw) 24017,60 Calor (Kw) 26300,98
Destilado (kmol/h) 1045,8 Colas (kmol/h) 227,7
Relación Reflujo 1,041 Relación Reflujo 17,28
Tabla 53. Resultado torres 3 y 4.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
80
- Etapa de alimentación [18]:
Ilustración 14. Etapa alimentación ideal torres 3 y 4.
- Resultados del balance de materia:
Torres destilación 3 y 4
Componentes Entrada (kmol/h)
Destilado (kmol/h)
Colas (kmol/h)
% Recup. en colas
% Recup. destilado
ACETICO 26910,27 10,76 26899,50 99,96 0,04
ACETATO 0,00 0,00 0,00 0,00 100,00
AGUA 18859,42 18840,56 18,86 0,00 99,90
PROPIONI 477,47 1,79 475,69 99,63 0,37
ETANOL 48169,53 48169,53 0,00 0,00 100,00
Tabla 54. Resultados balance materia torres 3 y 4.
0
5000
10000
15000
20000
25000
30000
35000
40000
45000
20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30
Qre
b
Etapa_alimen
Qreb vs Etapa_alimen
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
81
- Compresores:
Equipo Potencia de impulsión (kw)
Compresor 11A 2643,90
Compresor 11B 2643,90
Compresor 11C 2643,90
Compresor 11D 2643,90
Compresor 11E 2643,90
Compresor 11F 2643,90
Compresor 12 1601,17
Compresor 13A 1980,85
Compresor 13B 1980,85
Compresor 14A 2837,37
Compresor 14B 2837,37
Compresor14C 2837,37
Compresor14D 2837,37
Tabla 55. Resultados compresores área producción etanol.
- Intercambiadores:
Equipo T entrada (⁰C) T salida (⁰C) Fluido
INTER B 16 20,00 34,50 Agua
INTER B 17 25,00 64,00 Agua
INTER B 18 25,00 39,60 Agua
INTERCD2 25,00 56,30 Agua
INTERCD4 25,00 56,30 Agua
INTERRB2 420,00 212,00 Vapor
INTERRB4 420,00 212,00 Vapor
Tabla 56. Resultados intercambiadores área etanol.
- Bomba:
se coloca una bomba para devolver parte del reactivo no reaccionado devuelta
al reactor. Las especificaciones son las siguientes:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
82
Equipo Potencia (kw)
Bomba 6 28,37
Tabla 57. Resultado bomba área producción de etanol.
- Separador de etanol:
Se utiliza para simularlo un sistema de separación ideal al que se le asume un
rendimiento de separación del 99,9%.
- Purga
Su función es purgar parte del agua y del ácido propiónico que se obtiene en la
corriente de recirculación de ácido acético al reactor de producción de etanol. Para
ello, también se pierde parte del ácido acético. En concreto se purga un 5% del
volumen de la corriente. El resto se recircula al reactor.
3.6. Servicios.
Se necesitan tres tipos de servicios en la totalidad de la instalación, y son:
1) Vapor de agua.
2) Agua
3) Energía eléctrica.
A continuación se detalla cómo se han cubierto las necesidades de la planta:
1) Vapor de agua
Para cubrir las necesidades de la planta en cuanto a servicio de vapor requerido se
coloca una segunda caldera que se encarga de abastecer de vapor a todas las demás
áreas, produciendo vapor a 20 bares y 420 ºC. Se alimenta de para ello de gas
natural, aire y agua. El resultado de esta segunda caldera es el siguiente:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
83
Caldera 2
Temperatura salida gas de caldera (⁰C) 450
Caudal de GN (kmol/h) 1250
Vapor generado(20 bar, 420 ⁰C) (kg/h) 1078480
Potencia (kW) 955659,05
Tabla 58. Resultados caldera 2.
Para colocar el agua a la presión requerida, se utiliza una bomba. El resultado es el siguiente:
Equipo Potencia (kW)
Bomba 7 667,5
2) Agua:
Para el correcto funcionamiento de la planta se necesita un aporte de agua
tanto a reactores (caso del reformador) como los intercambiadores. Se asume que
para ambos caso se utiliza agua desmineralizada y con un alto grado de pureza,
siendo agua para calderas el utilizado en todos los casos. Este aspecto está
reflejado en el coste que se le ha asociado al litro de agua. Concretamente el agua
para alimentación de calderas tiene un coste de 2,45 €/m .
3) Energía eléctrica.
Para cubrir parte del consumo eléctrico de la planta se ha colocado una turbina,
en la que se introduce el vapor producido en la caldera 1, equipo dónde se
consumen los gases ligeros producidos en el área de producción de ácido acético.
La energía eléctrica producida sirve para alimentar a las bombas de la planta de
producción de ácido acético.
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84
4. Análisis económico
4.1 Introducción
En este punto se analizará la viabilidad económica del proyecto concluyendo si
para una vida útil de 20 años es económicamente viable la construcción de dicha
planta. Para aceptar el proyecto se debe obtener una tasa interna de rentabilidad
mínima del 10% y si para esa rentabilidad el valor actual neto (VAN) no es positivo
transcurrida la vida útil de la planta no se admitirá como viable. Se evaluará el
mediante el método del análisis de flujo de caja. Este método se basa en contabilizar
año por año los costes y las ganancias previstas y realizar un balance entre los dos
parámetros para ver cómo evoluciona la economía de dicha planta y dar una
orientación sobre la rentabilidad en cada momento [22]. Para todo el análisis se
tomará en cuenta que la planta trabaja al año 350 días.
4.2 Método de cálculos económicos
Para el cálculo de los costes dentro de las distintas formas que hay para
calcularlos se ha elegido el método de GUTHRIE [23]. En este método se calcula por
separado los distintos costes que engloban el total de la planta. De esta manera, es
coste total de la planta se define como:
CTI=CF+CA+CC
siendo:
- CTI: Coste total de inversión a realizar.
- CF: Coste fijo.
- CA: Coste de arranque de la planta.
- CC: Capital circulante.
Como puede observarse, el coste total se descompone en la suma de tres
parámetros. A continuación se expondrá cada uno de los parámetros anteriores.
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85
4.2.1 Coste fijo
El coste fijo se define como [23]:
CF=CTBM+CTERRENO+CEDIFICIOS+CCONT+CHON
siendo:
- CTBM: Coste módulo desnudo total asociados a los equipos instalados en la
planta.
- CTERRENO: Coste asociado a la compra del terreno.
- CEDIFICIOS: Coste asociado a edificios necesarios.
- CCONT: Coste contingencias.
- CHON: Coste honorario del contratista.
4.2.1.1 Coste módulo desnudo
Este coste representa la inversión necesaria en equipos para la puesta en
operación de la planta [14, 22, 23]. Engloba el precio del equipo y su transporte y
montaje en la planta. Se calcula como:
C = C ∗ F
Siendo:
- C : Coste de módulo desnudo.
- C : Coste de compra del equipo.
- F : Factor de módulo desnudo.
El hecho de que el coste de cada equipo deba corregirse por el factor de módulo
desnudo se debe a que el método de cálculo sólo fue diseñado para unas condiciones
de operación y un tipo de material. En el caso que tanto la presión de operación como
el material del cual esté fabricado el equipo coincidan con el supuesto por el método,
el valor del factor de módulo desnudo es igual a 1. Por el contrario, para el caso que
no se tengan las condiciones del caso base supuesto por GUTHRIE, el factor de
módulo desnudo se calcula como:
C = C ∗ F = C ∗ (B + B F F )
siendo :
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86
- F y F : factor de corrección debido al tipo de material y factor de corrección
debido a la presión respectivamente [14, 23]
- B y B : son factores que dependen del tipo de equipo que se esté analizando.
Puede darse el caso que no se cuente valores de B y B para determinados
equipos que se encuentren en el proyecto, pero para esos casos se nos proporciona
directamente el factor de módulo desnudo de dicho equipo.
El cálculo se realizará en 5 pasos
1. Obtener el valor de C0p para el equipo correspondiente empleando la expresión
[14,23]:
log c = K + K ∗ log(X) + K ∗ (log X)
siendo K , K y K constantes que dependen del tipo de equipo y X el parámetro
con el que se evalúa dicho equipo, ya sea el área, el volumen o la potencia del mismo.
El valor obtenido corresponde al coste base del equipo construido en acero al
carbono y para presión de trabajo 1 atm.
2. Obtener el valor del factor de corrección en función del tipo de material (FM) en
las tablas correspondientes. Obtener el valor del factor de corrección en función de la
presión de trabajo (Fp) empleando la expresión general [14,23]:
log F = C + C ∗ log(P) + C ∗ (log P)
siendo C , C y C constantes que dependen del tipo de equipo y P la presión en
dicho equipo en bares.
3. Calcular el factor del módulo base de referencia FBM a partir de los datos
obtenidos en el apartado 2:
F = B + B F F
4. Se calcula el coste de cada equipo a partir de:
C = C F
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
87
5. Se actualiza el valor del equipo a fecha de hoy, ya que las correlaciones nos dan
el coste del equipo para un determinado año, con lo que hay que actualizar dicho valor
utilizando el CEPCI [14, 23, 24] del año 2011 y el de referencia del año de la
correlación.
CC
=II
6. Existen en el planta distintas unidades que se han tratado de manera conjunta,
es decir, no se ha hecho un desglose equipo por equipo, sin que se trata como un
único equipo. Esto es lo que ocurre en el caso de la unidad ASU (Separación de O2 y
N2).
Para tratar el coste de estas unidades, se extrapola el coste de una planta en
función del coste conocido de una planta de la que se conoce la capacidad y se
conoce el factor de escalado.
La ecuación utilizada para este caso es [22,23]:
CC
= (TT
)
siendo:
C y C : Coste de la planta 1 y 2 respectivamente
T y T : Capacidad de la planta 1 y 2 respectivamente.
n: Factor de escalado.
Este escalado también está sujeto a la actualización del valor de las unidades al
valor que tendrían a día de hoy con el índice CEPCI.
El coste total de los equipos es de:
C = 148,23 푚푖푙푙.푑푒 €
Posteriormente se mostrará una tabla con el desglose del coste de cada uno de los
equipos y la metodología seguida para su cálculo.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
88
4.2.1.2. Resto de costes fijos
El resto de fijos se calculan a partir del coste de los equipos, es decir, el resto de
coste se representa como un porcentaje del coste fijo asociado al total de toda la
inversión necesaria en equipos. Los porcentajes que se aplicarán serán [23]:
C = 6% del C
C = 15% del C
C = 15% del C
C = 3% del C
Estos costes se obtienen de manera inmediata a partir de que se tenga el
sumatorio del coste total de los equipos.
C = 8,89 mill. de €
C = 22,23 mill. de €
C = 22,23 mill. de €
C = 4,44 mill. de €
Una vez se conocen todos los valores, se puede calcular el coste fijo de la planta:
CF = 148,23 + 8,89 + 22,23 + 22,23 + 4,44 = 206,04 mill €
4.2.1.3 Costes de servicio
Este coste lleva asociado el consumo de vapor, agua y electricidad de la planta. En
este caso, no se considerará el coste del vapor necesario de la planta ya que se
produce en la misma instalación como servicio auxiliar debido a la gran cantidad de
vapor que se necesita. Con lo cual, no se considera como un coste que se asocie al
precio del vapor comprado off-site, sino se computará el coste la caldera y el consumo
de materias primas para dicha producción de vapor (agua de caldera y gas natural).
El coste eléctrico se computa como el producto del consumo total de los equipos
de la planta y el precio del kWh. El precio de la electricidad se puede consultar en
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
89
libros especializados o bien calcularla a partir del vapor que sería necesario para
producirlo. En nuestro caso se ha consultado distintas fuentes y se fija el valor del de
la electricidad en 0,06 € [13].
De todas maneras el cálculo necesario para llegar a ese número es:
Precio GN ∗ 3600Densidad GN ∗ PCI
= Precio de la electricidad€
KWh
0,4 €m ∗ 3600 seg
0,6 kgm ∗ 39900 KJ
kg
= 0,06 €
KWh
Una vez se tiene el precio de la energía, se calcular el coste de los servicios
teniendo en cuenta el consumo de los equipos y el tiempo de funcionamiento de los
mismos:
C = P ∗ Consumo ∗ T
C = 0,06 ∗ 53445 ∗ 24 ∗ 350 = 27,7 mill €
4.2.1.4 Coste mano de obra
El coste de la mano de obra depende de tres factores, el número de trabajadores,
la cualificación de los mismos y número de turnos en la planta. Para el cálculo del
número de trabajadores se ha utilizado la siguiente expresión [13]:
N = (6,29 + 3,17P + 0,23N ) ,
siendo:
N : Número de operarios por turno.
P: Número de procesos involucrados en el que se maneja sólidos.
N : Sumatorios de todos los equipos de la planta.
Si el número de operarios no fuera un número entero, se redondeará al número
entero superior más cercano.
Para realizar el recuento de los equipos colocados en la planta se ha considerado:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
90
- Equipos individuales.
- Unidades de proceso colocadas (Unidad ASU o SELEXOL, por ejemplo) se ha
asociado tres equipos a cada una.
De esta manera, el número de equipos colocados en la planta asciende a:
N = 93
En esta planta no existe manejo de sólidos.
El número de operarios necesarios en la planta por turno son:
N = (6,29 + 3,17(0) + 0,23 ∗ 93) , = 5,26
N = 6
Trabajadores Sueldos Turnos Inflación Trabajadores Coste (€) Ingeniero planta 60000 3 0,09 1 196200 Técnico 40000 3 0,09 3 392400 Operario 35000 3 0,09 6 686700
퐶 1.275.300
Tabla 59. Coste de mano de obra
4.2.1.5 Coste de materias primas
Se calculará a partir de la cantidad total de materias primas empleadas y con su
precio de mercado consultado en las distintas fuentes [25].
Materias primas Entrada (kmol/h)
Salida (kmol/h) P.M Precio kg/h 풎ퟑ/풉 Coste (€)
Metanol 1075 32 315 34400 91022400
GNL 2376,5 16 0,4 38024 25349,33 85173760
Agua 17784,9 18 2,45 320128,2 320,128 6588239,9
Etanol 1044,5 46 850 48047 343055580
Tabla 60. Balance económico de corrientes de entrada y salidas de planta
C = 182,78 mill €
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91
Materia Precios Unidades Agua 2,45 €/m3
Metanol 315 €/t GNL 0,4 €/m3
Etanol 850 €/t
Tabla 61. Tabla de precios
4.2.1.6 Costes de producción
El coste de producción de la planta (퐶 ) se calcula mediante la siguiente
expresión [13]:
C = 0,18 ∗ (C +C ) + 2,73 ∗ C + 1,73 ∗ (C + C )
siendo:
C : Coste en mano de obra.
C : Coste de materias primas.
C = 266,65 mill. de €
4.2.2 Coste de arranque de la planta
Este coste está asociado al capital necesario para poner a punto la planta para su
correcto funcionamiento y poder obtener la capacidad para la cual fue diseñada [23].
Este coste engloba:
- Comprobación de funcionamiento de equipos.
- Calibración de todos los instrumentos.
- Posibles modificaciones necesarias para un correcto arranque.
Se estimará como el coste de operación de 1 mes, tiempo en el que se supondrá
que la planta opera correctamente.
CA = 22,35 mill de €
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
92
4.2.3 Capital circulante
Es el capital necesario para operar hasta que llega el pago de los primeros
productos vendidos [22,23]. Suele estimarse como el coste de operación de 1 mes de
la planta, que suele ser el tiempo que se tarda en obtener los primeros beneficios por
las ventas.
CC = 22,35 mill. de €
4.2.4. Coste total de inversión
El coste total de inversión es:
CTI = 206,04 + 22,35 + 22,35 = 250,47 mill. de €
4.3. Análisis de costes
Una vez calculados los costes de la planta se debe realizar el análisis de
rentabilidad para discernir la viabilidad de dicha instalación. Cómo anteriormente se ha
mencionado en la introducción, se exigirá una rentabilidad de al menos el 10% para
aceptar el proyecto. Existen distintos índices de rentabilidad para realizar dicho
análisis, y de entre todos ellos se ha elegido el método del valor actual neto (VAN).
Dicho método se basa en calcular la suma actualizada de los flujos netos de caja [22]
4.3.1. Flujos netos de caja
Los flujos de caja son una herramienta que nos permite contabilizar las entradas y
salidas monetarias que se dan en la planta para un periodo de tiempo dado. El que se
presenta en este proyecto consta de los siguientes parámetros [22, 23]:
- Inversión realizada para llevar a cabo el proyecto.
- Pago de anualidades a las entidades financieras.
- Coste de producción.
- Ganancias obtenidas por las ventas.
- Pago de tasas (anualidad).
- Depreciación.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
93
- Flujo neto de caja.
- Flujo neto actualizado de caja.
- Flujo neto de caja acumulado que nos proporciona el VAN.
Es necesario ahora definir varios conceptos mencionados anteriormente, como
son:
4.3.1.1 Cálculo de la anualidad a devolver (A).
Para afrontar la construcción de la instalación se considerará que es necesaria la
petición de un préstamo, el cual habrá que devolver con sus respectivos intereses [22].
El cálculo de dicha anualidad se efectuará con la siguiente expresión:
A = CTI ∗i ∗ (1 + i)
(1 + i) − 1
donde “i” será el interés que se tendrá en cuenta. Para ser conservadores, se
exigirá también que este interés sea del 10%.
Además, se actualizará el valor del dinero al momento actual. Esto es debido a que
ese dinero actualmente tiene más valor que lo que tendría en un futuro, debido a que
ahora sería susceptible de ser empleado en algo que reportara beneficios económicos
inmediatos [22, 23]. La expresión para actualizar dicho valor será:
FNC =FNC
(1 + i)
siendo FNC el flujo neto de caja e “i” será la tasa interna de rentabilidad impuesta.
4.3.1.2 Depreciación.
Es un factor asociado a que la vida útil de los equipos instalados en planta química
es limitada [22]. Debido a esto, su valor va decreciendo con el tiempo. La depreciación
representa el coste equivalente a la pérdida de valor de los equipos. Es un concepto
similar a la amortización, y por tanto para su cálculo es necesario definir el total del
capital sujeto a la depreciación, el periodo de depreciación y su método de cálculo.
Existen dos formas de calcularla, linealmente o de manera acelerada. Se optará por el
cálculo lineal de dicho coste. El tiempo para que se deprecien los equipos será de 5
años. Para ello se utilizará [23]:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
94
D =(C + C + C )
n
D = 29,65 mill. de €
Para ello se supone que el capital sujeto a depreciación son los bienes materiales,
lo que incluye coste de equipos y contingencias más el coste de edificios. Se
considera un valor residual nulo de los mismos.
4.3.2. Cálculo de los parámetros del flujo de caja
Para completar el análisis, se ha de calcular los siguientes parámetros [22]:
- Beneficios antes de impuestos: BAI = Ventas − C − A − D
- Flujo neto de caja: FNC = Ventas− C − A − Tasas
donde las tasas reflejan el pago de los impuestos de la planta. En los años en los
que la planta tiene un BAI negativo, las tasas a pagar son nulas.
- Valor actual neto:VAN = ∑ FNC . Como indica la fórmula, se calcula con el
sumatorio del flujo de caja neto actualizado. Al igual que en el caso anterior, su
valor es negativo hasta que se llega al punto de rotura o Break Even Point, ya
que en dicho momento, se ha recuperado el capital invertido gracias a las
ganancias generadas, quedando determinado el pay back time, o tiempo de
recuperación del capital [22].
4.4 Cálculo de áreas y volúmenes para el coste de equipos
Una vez se han detallado el método de cálculo de los costes de la planta, se pasa
al cálculo de los equipos que requieren cómo parámetro de cálculo de su coste el
área, el volumen del mismo, o la potencia [14, 23]. En el caso de compresores y
bombas, ese parámetro es la potencia. Para los intercambiadores, ese parámetro es el
área de intercambio. Para el resto de recipientes a presión es necesario calcular el
volumen de dicho equipo. Así, a continuación se muestran los resultados obtenidos
para dichos equipos:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
95
4.4.1. Separadores Flash
El cálculo de estos equipos se realiza para que no haya arrastre de gotas de por el
vapor. La velocidad terminal de las gotas se calcula como:
v = k ∗ρρ− 1
donde k=0.35 ft/s.
La velocidad de diseño de los equipos será el 80% de la velocidad terminal. Así
con la siguiente expresión se calcula el área de los equipos:
A =Q0.8 ∗ v
Para la altura se considerará que la altura será:
H = Diámetro ∗ 3
En la siguiente tabla aparecen los resultados obtenidos:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
96
Diseño equipos Flash
Equipo Caudal (kg/h) 흆풍풊풒(kg/m3) 흆품풂풔(kg/m3)
Velocidad (m/s) 80% Velocidad (m/s) Área (풎ퟐ) A/D
Diámetro (m) Volumen (풎ퟑ)
Flash 1 40492,48 948,21 2,43 2,17 1,74 6,48 3,00 2,87 55,84
Flash 2 2831,72 893,30 15,35 0,83 0,67 1,18 3,00 1,23 4,35
Flash 3 617,56 944,68 0,93 3,51 2,81 0,06 3,00 0,28 0,05
Flash 4 7698,18 1014,19 5,33 1,51 1,21 1,77 3,00 1,50 7,95
Flash 5 8146,82 886,63 1,87 2,39 1,91 1,18 5,00 1,23 7,25
Flash 6 105,60 891,28 0,16 8,26 6,61 0,00 7,00 0,08 0,00
Tabla 62. Diseño de equipos flash
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
97
4.4.2. Diseño de torres
El diámetro de estos equipos se obtiene a partir de una herramienta del simulador
que en anteriores puntos se ha mencionado. Para el cálculo de las alturas de los
equipos se ha considerado 0,45 m entre platos. Se considera que existen 2 metros de
holgura entre los extremos de la torre y los platos adyacentes. El resultado obtenido ha
sido el siguiente:
Cálculos de torres
Equipo Diámetro (m) Área (풎ퟐ) Altura(m) Volumen (풎ퟑ) Nº Platos
Torre 1 2,96 6,85 21,55 147,72 40,00
Torre 2 2,96 6,85 21,55 147,72 40,00
Torre 3 3,56 9,93 30,55 303,29 60,00
Torre 4 3,56 9,93 30,55 303,29 60,00
Absorbedor 1,46 1,67 4,90 8,20 3,00
Tabla 63. Diseño de torres.
4.4.3. Diseño de reactores.
Para el cálculo de su volumen los datos han sido recogidos de las patentes
consultadas, de manera que el cálculo se hará mediante la siguiente expresión:
Volumen = Q ∗ t
El caso de la caldera ese tiempo de residencia se ha estimado.
Equipo Caudal (풎ퟑ/h) Q (풎ퟑ/s) Tresidencia (s-1) Volumen (풎ퟑ)
Reactor acético 122,14 0,03 100,00 100,03
Reactor etanol 95,00 0,03 2500 75
Reformador 4363,23 1,21 5,00 6,06
Caldera 36842,79 10,23 3,00 30,70
Caldera 2 1686469,99 468,46 2,00 936,93
Tabla 64. Diseño de reactores.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
98
4.4.4 Costes de equipos.
Para el cálculo del coste de los equipos se han utilizados las correlaciones que
aparecen en el libro “Analysis, Synthesis and Design of Chemical Processes” [13],
escogiendo la más adecuada para cada caso. A modo de resumen lo que se ha
realizado es:
1) Cálculo del coste del equipo base.
2) Cálculo de los factores de corrección aplicables en cada caso.
3) Cálculo corregido del equipo.
4.4.4.1 Costes de intercambiadores de calor
La correlación utilizada para el cálculo de los costes de los intercambiadores son
las siguientes:
1) Intercambiador doble tubo:
De este tipo serán los intercambiadores de calor de la planta excepto los
hervidores de las columnas.
a. Coste por tamaño del equipo:
log c = 4,8306 − 0,8509 ∗ log(X) + 0,3187 ∗ (log X)
Donde el parámetro ‘X’ es el área de intercambio.
b. Factores de corrección:
i. Por presión:
log F = C + C ∗ log(P) + C ∗ (log P)
Con los siguientes parámetros:
Presión 푪ퟏ 푪ퟐ 푪ퟑ
Si P < 5 bar 0,03881 -0,11272 0,08183
Si P> 5 bar -0,00164 -0,00627 0,0123
ii. Por material:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
99
Serán de acero inoxidable:
F = 2,73
2) Hervidores de columnas.
Serán intercambiadores tipo Kettle.
a. Coste por tamaños del equipo:
log c = 4,4646 − 0,5277 ∗ log(X) + 0,3955 ∗ (log X)
Donde el parámetro ‘X’ es el área de intercambio.
b. Factores de corrección:
i. Por presión:
log F = C + C ∗ log(P) + C ∗ (log P)
Con los siguientes parámetros:
Presión 푪ퟏ 푪ퟐ 푪ퟑ
Si P < 5 bar 0,03881 -0,11272 0,08183 Si P> 5 bar -0,00164 -0,00627 0,0123
ii. Por material:
iii.
Serán de acero inoxidable:
F = 2,73
3) Compresores:
Los compresores serán de tipo centrífugo.
a. Coste por potencia del equipo:
log c = 2,2891 + 1,3604 ∗ log(X) − 0,1027 ∗ (log X)
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
100
b. Coste de corrección por material:
Serán de acero inoxidable:
F = 5,75
4) Recipientes a presión:
Serán recipientes a presión verticales. Se incluyen este apartado los reactores,
separadores flash, torres de destilación y el absorbedor.
a. Coste por tamaño del equipo:
log c = 3,4974 + 0,4485 ∗ log(X) + 0,1074 ∗ (log X)
b. Factores de corrección:
i. Factores B1 y B2:
B = 2,25
B = 1,82
ii. Factor material:
Serán de acero inoxidable clad:
F = 1,77
5) Platos.
Para el coste de los platos se ha utilizado la siguiente correlación, en base al área
del plato:
a. Coste por tamaño del equipo:
log c = 2,9949 + 0,4465 ∗ log(X) + 0,3961 ∗ (log X)
b. Coste de corrección por material:
Serán de acero inoxidable:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
101
F = 5,75
6) Bombas:
Serán de tipo centrífuga:
a. Coste por potencia:
log c = 3,3892 + 0,0536 ∗ log(X) + 0,1538 ∗ (log X)
b. Factores de corrección:
i. Por presión:
log F = −0,3935 + 0,3957 ∗ log(P) − 0,00226 ∗ (log P)
ii. Factores B1 y B2:
B = 1,89
B = 1,35
iii. Factor material:
F = 2,3
7) Calderas:
La correlación utilizada ha sido la siguiente:
a. Coste por potencia:
log c = 3,068 + 0,6597 ∗ log(X) + 0,0194 ∗ (log X)
b. Factores de corrección:
i. Por presión:
log F = 0,1405 − 0,2698 ∗ log(P) + 0,1293 ∗ (log P)
ii. Factor material:
F = 2,81
8) Turbina:
Para el coste de la turbina se ha utilizado la siguiente correlación:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
102
a. Coste por potencia:
푙표푔 푐 = 2,7051 + 1,4398 ∗ 푙표푔(푋)− 0,1776 ∗ (푙표푔 푋)
b. Factor de corrección:
i. Factor material.
ii.
F = 6,1
9) Costes de unidades de producción.
El cálculo de estas unidades se hacen a partir de estimar el coste a partir de un
coste ya conocido [15]. La fórmula de cálculo es la siguiente:
Coste = Coste base ∗Caudal real
Caudal caso base
∗ factor coste auxuliar
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
103
Inflación Índices I(01/11) I(03/11)
2001 394,3 1,314481359 1,289303483
1993 359,2
2003 402
2002 390,4
1994 368,1
2011 518,3
Tabla 65. Índice de inflación.
Costes Millones de €
Total equipos 148,23
Terrenos 8,89
Edificios 22,23
Contingencias 22,23
Honorarios 4,44
Fijo total 206,04
Servicios 27,7
Mano de obra 1,275
Materias primas 182,78
Producción 266,65
Arranque 22,23
Circulante 22,23
Total invertido 250,48
Depreciación 29,65
Anualidad a devolver 29,42
Tabla 66. Tabla resumen costes.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
104
Año
Inversión en capital (mil €)
Pago deudas (anualidad) (mil €)
Costes producción (mil €)
Ventas (mil €)
Depreciación (mil €)
Beneficios antes de impuestos (mil €)
Tasas (mil €)
Flujo neto de caja(mil €)
Flujo actualizado (mil €) VAN (mil €)
0 -8,89 -8,89 -8,89 -8,89
1 -241,59 -241,59 -219,62 -228,52
2 29,42 266,65 343,06 29,65 17,34 4,33 42,65 35,25 -193,27
3 29,42 266,65 343,06 29,65 17,34 4,33 42,65 32,04 -161,23
4 29,42 266,65 343,06 29,65 17,34 4,33 42,65 29,13 -132,10
5 29,42 266,65 343,06 29,65 17,34 4,33 42,65 26,48 -105,62
6 29,42 266,65 343,06 29,65 17,34 4,33 42,65 24,07 -81,55
7 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 29,40 -52,14
8 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 26,73 -25,41
9 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 24,30 -1,11
10 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 22,09 20,98
11 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 20,08 41,07
12 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 18,26 59,32
13 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 16,60 75,92
14 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 15,09 91,01
15 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 13,72 104,73
16 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 12,47 117,20
17 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 11,34 128,54
18 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 10,31 138,84
19 266,65 343,06 76,40 19,10 57,30 9,37 148,21
20 44,44 266,65 343,06 120,84 30,21 90,63 13,47 161,68
Tabla 67. Análisis flujo de caja.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
105
4. Gráficas
Ilustración 15. Flujos de caja.
Ilustración 16. VAN.
-250,00
-200,00
-150,00
-100,00
-50,00
0,00
50,00
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
Mill
. Eur
os
Año
Flujo de caja
-250,00
-200,00
-150,00
-100,00
-50,00
0,00
50,00
100,00
150,00
200,00
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
Mill
. Eur
os
Año
VAN
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
106
5. Conclusiones.
Este PFC ha consistido en la simulación y evaluación económica de una planta
de producción de etanol a partir de ácido acético obtenido mediante el proceso
CATIVA. Durante el mismo se ha intentado reproducir con la máxima fidelidad los
distintos procesos que son necesarios para obtener el producto deseado.
A la vista de los resultados obtenidos a partir del análisis económico de la planta
simulada en el proyecto se concluye que para una producción de 1044,5 kmol/h:
1) Es rentable la realización del proyecto a día de hoy con una margen de beneficios
vista de 161,68 millones de euros aproximadamente en 20 años de funcionamiento
de la instalación con unos costes de:
o Costes de producción anual: 267,91 mill. €.
o Coste total de inversión: 310,5 mill. €
o Volumen de ganancias por ventas anuales: 343,61 mill. €
2) A partir del noveno año de funcionamiento, se comienzan a obtener beneficios
netos de la instalación. Concretamente en ese año se obtienen 20,98 millones de
euros de beneficio neto acumulado.
Una vez finalizado el PFC, si se repasan los objetivos planteados al comienzo del
mismo se puede concluir que:
- 1º Objetivo. Realización de una planta para producir etanol a partir de ácido
acético e hidrógeno. Para ello se han utilizado:
o Los reactivos utilizados para dicho fin son 1126,71 kmol/h de gas
natural,663 kmol/h de O2 ,325 Kmol/h de agua y 1075 Kmol/h de
metanol.
o So obtienen : 1044,5 kmol/h de etanol
- 2º Objetivo. Comprobar la viabilidad económica del proyecto:
o Se concluye que a día de hoy es rentable la planta simulada si se
mantuvieran en el tiempo los condicionantes planteados.
Como posibles futuros trabajos sobre este PFC se pueden plantear el realizar una
simulación sin colocar equipos ideales, como por ejemplo el separador de etanol y
agua o las unidades PSA. Otro posible futuro trabajo que puede realizarse es la
implantación de las unidades SELEXOL o ASU.
.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
107
ANEXO I. Tecnologías para la obtención de ácido acético.
Desde los años 80 hasta nuestros días se ha revolucionado la producción de ácido
acético (CH3COOH). Se comenzó a producir a partir de la oxidación catalítica de
butano líquido con naftas. Esta ruta prácticamente está en desuso hoy día. Ahora la
ruta más utilizada para su fabricación es la producción a partir de metanol o del
acetato de metilo, mediante un proceso de carbonilación.
Aunque esas dos rutas son las más usadas en la actualidad (más del 90% de la
producción total) [26] y ocupan casi la totalidad del mercado para este producto hay
que señalar que también se están estudiando otras rutas, como es la fermentación de
mosto con CO2.
Ilustración 17. Vías de producción de ácido acético.
Los países con mayor capacidad de producción de ácido acético a nivel mundial
son [26]:
Vía Carbonilación de metanol
65%
Vía oxidación acetaldehído
30%
Resto de vías5%
Vías de producción de ácido acético
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
108
Ilustración 18. Capacidad de producción mundial de ácido acético.
El consumo a nivel mundial es [26]:
Ilustración 19. Consumo mundial de ácido acético.
A continuación se expondrán las rutas más importantes para la obtención de ácido
acético.
China44%
Resto de Asia21%
USA19%
Oeste de Europa6%
Resto del Mundo10%
Capacidad de producción mundial
China29%
Resto de Asia27%
USA20%
Europa 14%
Resto del Mundo10%
Consumo a nivel mundial
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
109
1.1. Oxidación de Acetaldehído.
En este proceso el acetaldehído [3, 4] puede ser producido por oxidación del
butano o nafta ligera, o por hidratación del etileno, utilizando plata o bronce como
catalizador. Posteriormente este acetaldehído se oxida en fase líquida a ácido acético
utilizando para ello sales de cobalto o magnesio como catalizador. La reacción química
del proceso es la siguiente:
2CH CHO + O → 2CH COOH
El esquema de la instalación es el siguiente:
En este proceso se usa un reactor tipo mezcla perfecta agitado. Trabaja a baja
presión para evitar la formación del aldehído, pero aún así siempre se produce una
pequeña cantidad, lo que implica tener luego que colocar todo un tren de destilación
para eliminar este compuesto. En las columnas de destilación se separan del producto
los compuestos ligeros (N2, CO y CO2). Señalar que el acetaldehído no reaccionado se
recircula nuevamente al reactor.
El ácido acético obtenido contiene aún impurezas, como el acetato de etilo o
algunos peróxidos muy oxidantes que también se forman durante la reacción. Estas
impurezas primero son tratadas químicamente con sales y hexano. Posteriormente se
le realiza al producto otra destilación para purificarlo y se extrae de la columna de
destilación por una extracción lateral. La cantidad de agua es un parámetro muy
importante en este proceso, ya que tiene una importancia muy relevante en la
capacidad de corrosión del ácido acético.
Ilustración 20. Producción acético ruta acetaldehído.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
110
Normalmente en este proceso se llega a rendimientos del 95%, con una
selectividad del 90%. Toda la planta ha de ser de acero inoxidable.
1.2. Oxidación Catalítica de Butano-Nafta.
Esta ruta [3, 4] ha sido utilizada tradicionalmente debido al bajo coste del
hidrocarburo. El butano, en presencia de iones metálicos sufre una oxidación a ácido
acético. La reacción química principal es la siguiente:
2C H + 5O → 4CH COOH + 2H O
El proceso se lleva a cabo a alta temperatura, con un reactor agitado y son
necesarios catalizadores metálicos para que se produzca la reacción a una velocidad
adecuada. Debido a estas condiciones en el proceso, los peróxidos que se forman en
la reacción acaban descomponiéndose a ácido acético. Con esta ruta se obtienen
también otros productos valiosos, como son la butanona y acetato de etilo. El proceso
tiene un mecanismo parecido al explicado en el punto anterior.
El esquema de la instalación es el siguiente:
El reactor utilizado es de acero inoxidable con una aleación bastante resistente.
Como catalizadores se utilizan el cromo, el cobalto y acetato de manganeso, todos
disueltos. La temperatura de operación se mantiene justo por debajo de la temperatura
crítica de 152 ºC y la presión de operación es de 5,6 MPa. Parte de los gases
Ilustración 21. Planta obtención ácido acético vía oxidación butano-nafta.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
111
generados se enfrían y se hacen pasar por una turbina que mueve al compresor que
comprime el aire. El butano no reaccionado se recircula al reactor y el producto
formado se lleva a un tren de destilación donde se separan los compuestos y se
obtiene el ácido acético.
Aunque el ácido acético y el agua no formen azeótropos entre sí, su separación es
costosa debido a qué el ácido acético si forma azeótropos con una gran cantidad de
hidrocarburos, como son el heptano y el isoctano, lo que hace que tener que separar
una mezcla acuosa de todos estos compuestos sea muy costoso. Durante este
proceso también se forma ácido fórmico, que es un subproducto importante en este
tipo de plantas.
1.3. Obtención de ácido acético a partir de etileno.
Se han realizado esfuerzos por poder obtener ácido acético a partir de etileno [3,4],
sin antes pasar por la obtención del acetaldehído que era cómo antes se realizaba, es
decir, a partir de etileno por el proceso Wacker se obtenía el acetaldehído y
posteriormente se obtiene el ácido acético. La reacción involucrada en el proceso es:
2CH = CH + O → 2CH CHO
Aunque en principio, el precio del etileno no es atractivo en el mercado hoy día, se
ha demostrado que esta ruta es factible, usando para ello como catalizadores algunos
óxidos metálico, tales como en pentaóxido de vanadio. La reacción es la siguiente:
CH = CH + O → CH COOH
Estudios realizados demostraron que si se añadía paladio a la formulación del
catalizador, se podía reducir la temperatura de reacción a 230 ºC. La empresa Showa
Denko (empresa japonesa de productos químicos) combinó el paladio y el pentaóxido
de vanadio en un catalizador y lo patentó en el año 1994, con lo que este grupo tiene
la patente del catalizador para este proceso. Aparte de los elementos mencionados, el
catalizador también contiene potasio y selenita.
El proceso se lleva a cabo a 150 ºC y 0,7MPa. Un aspecto importante a considerar
es la adicción de agua al proceso, que aunque no se consuma ni se forme en el
proceso de reacción, es necesaria que exista una cierta cantidad dentro del reactor ya
que favorece la selectividad del catalizador a ácido acético.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
112
1.4. Obtención de ácido acético a partir de etano.
Numerosos grupos han investigado este proceso [3,4]:
C H +32
O → CH CO H + H O
Union Carbide (empresa de EE.UU. especialista en productos químicos) desarrolló
el proceso de formación de ethoxano para la producción de etileno a partir de etano y
oxígeno. En un primer momento utilizaron un catalizador compuesto por óxidos de
molibdeno, vanadio y niobio, que tenían una selectividad elevada a temperaturas
inferiores a 300 ºC. Pero esta alta selectividad no fue acompañada por una elevada
conversión, siendo ésta del 10% referida al etano (reactivo limitante), debido a la
inhibición provocada por el producto. En desarrollos posteriores se centraron en la
coproducción de etileno y ácido acético, utilizando para ello un catalizador compuesto
por molibdeno, vanadio, niobio, calcio y antimonio. Se descubrió, al igual que en el
caso anterior, que la adición de agua al proceso aumentaba la cantidad de ácido
acético formada.
Rhône-Poulenc (empresa francesa de productos químicos) patentó en el año 1987
un catalizador formado por óxido de vanadio y pirofosfato de vanadio apoyado en
dióxido de titanio para la producción de ácido acético.
Estudio posteriores vinieron a ratificar lo en parte descubierto por Union Carbride,
que era que la reacción se veía favorecida a temperaturas inferiores a 300ºC, que la
adición de molibdeno mejoraba la selectividad y que la velocidad de reacción depende
fundamentalmente de la desorción del ácido acético de la superficie del catalizador.
A parte de esto, otras empresas han publicado sus descubrimientos en este
proceso. Por ejemplo, la empresa BP afirmó que la adición de renio al catalizador
mejoraba la selectividad.
Aunque este se trata de un proceso perfectamente factible a día de hoy, es poco
probable que pueda desplazar del mercado a los procesos de carbonilación de
metanol a corto o medio plazo. La razón fundamental es que la concentración de O2
debe estar muy limitada y bajo un control muy estricto debido a los riesgos de
explosión que existe en el proceso, con lo que esta circunstancia limita la conversión
de etano en el reactor. Incluso en el caso de realizar una adición del O2 por etapas, la
inhibición del proceso debido a los productos que se forman sigue siendo un problema.
Por último también está el problema de la eliminación del agua del proceso, que debe
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
113
ser separada mediante una destilación extractiva debido a los subproductos formados
en el proceso, lo cuál hace que se encarezca la separación.
1.5. Obtención a partir de microorganismos.
Este proceso es conocido desde aproximadamente 10.000 a. de C., donde se
preparaba a partir de vino que ya había perdido sus propiedades. Tanto el etanol como
el azúcar eran las dos materias primas principales de las cuales se alimentaban los
microorganismos para la producción de ácido acético [3,4]. Recientemente se ha
propuesto usar biomasa como materia prima para el proceso como una ruta alternativa
a partir de la cual obtener los azúcares necesarios para este proceso. La
concentración resultante de la solución producto tiene una baja concentración de ácido
acético, debido a que las bacterias no prosperan cuando el pH del medio desciende.
En consecuencia, las investigaciones en este campo han ido encaminadas al
desarrollo de bacterias capaces de resistir a pH bajos para así aumentar la capacidad
de producción. Concretamente, se ha desarrollado una mutación de la cepa
‘Clostridium thermoaceticum’, consiguiendo que pueda producir ácido acético en
condiciones de pH inferior a 5.
Los últimos esfuerzos realizados en el desarrollo de bacterias para este proceso se
han centrado en la cepa ‘Acetobacter acetic’, ya que ésta es capaz de producir acético
en un proceso totalmente respetuoso con el medio ambiente. Sin embargo, hay que
señalar que en esta ruta de producción aún queda mucho por mejorar en lo que es
concentración de ácido acético producido, ya que actualmente es bajo, lo que conlleva
un gran coste de purificación.
1.6. Concentración y Purificación en el proceso de ácido acético.
En la mayoría de los procesos industriales, se produce una solución de ácido
acético que posteriormente hay que purificar [3,4]. Para ello, se utiliza como proceso
más común la destilación directa siempre que sea la opción económicamente más
rentable, y esta situación se da cuando la concentración de ácido acético es
relativamente alta.
Existen otros métodos de separación más idóneos en otras circunstancias (como
puede ser el caso que se tenga ácido acético diluido, que sea subproducto de
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
114
cualquier otro proceso, no se opta por la destilación directa debido a que se
requerirían un gran número de etapas y una elevada relación de reflujo en la torre para
alcanzar la separación necesaria) como son la destilación azeotrópica o la extracción
con disolventes.
A continuación se tratarán un poco más a fondo los sistemas de separación más
complejos, pero no por ello menos utilizados:
- Destilación extractiva [3,4]: donde se tiene una corriente de vapor de ácido
acético y agua, es preferible utilizar un solvente que tenga preferencia por sólo uno de
los dos componentes.
- Destilación azeotrópica [3,4]: en este caso se utiliza un compuesto que sea capaz
de mezclarse con el agua y que sea más fácilmente evaporable. El agente azeotrópico
se mezcla con el agua y posteriormente ambos son fácilmente separables del ácido
acético. Los agentes más utilizados son el benceno, distintos ésteres y éteres y
compuestos como los hidrocarburos clorados.
- Extracción con disolventes [3,4]: cuando se tiene un ácido con una concentración
de entre un 0,5 y un 5 % en peso, se opta por este método de separación. La
disolución acuosa se pone en contacto con un compuesto orgánico, de manera que
sea capaz de disolver el ácido acético y posteriormente esta mezcla se somete a una
destilación. Es muy importante escoger un solvente que tenga una afinidad mucho
mayor por el acético que por el agua. Los principales agentes extractores utilizados en
este proceso son las aminas, pero hay que tener en cuenta que no se deben utilizar
aminas primarias, debido a su afinidad por el agua. Tampoco es adecuado el uso de
aminas secundarias debido a que en proceso de posterior separación del ácido acético
puede producirse amidas. Las aminas terciarias tienen un coeficiente de extracción
que depende fuertemente de la concentración, pero en principio podrían valer para
este método. Aparte de las aminas, el fosfonato de dibutilo y el trioctyl oxido fosfina
tienen más capacidad de extracción que los alcoholes y los ésteres. En este proceso,
se puede optar por la eliminación del agua, pero depende de la economía del mismo.
Generalmente, como se ha mencionado anteriormente, se utiliza en el caso de que la
solución sea muy diluida.
1.7. Carbonilación de metanol.
Desde 1920 muchos procesos se han planteado utilizar metanol y monóxido de
carbono para producir ácido acético [3,4]. Los primeros procesos se llevaban a cabo a
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
115
altas temperaturas y altas presiones, con una presión parcial de CO elevada. Se
utilizaba como catalizador ácido fosfórico. Durante la década de 1960, se produjeron
importantes descubrimientos en esta ruta de producción de ácido acético que nos
condujo a permitir operar a unas condiciones menos severas. Esto provocó que se
desarrollaran distintos procesos con un menor coste de operación y de inversión, ya
que no se necesitaban unos materiales tan caros.
Básicamente la reacción química que implica esta ruta es la siguiente:
CH OH + CO → CH COOH
Aunque hay que señalar que es sólo la reacción química global, ya que los
mecanismos de reacción implicados en cada proceso de producción son mucho más
complejos al ser reacciones catalíticas.
La empresa BASF (empresa de productos químicos germana), en 1960,
desarrolló un proceso que se llevaba a cabo a una temperatura de 250 ºC y unos 700
bar. El catalizador utilizado en este proceso fue cobalto, y se conseguía una
selectividad del 90%.
A continuación se muestra un esquema de dicha instalación:
Ilustración 22.Planta de producción de ácido acético (proceso BASF).
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
116
a) Precalentador; b) Reactor; c) Enfriador; d) Separador de alta presión; e)
Separador de presión intermedia; f) Cámara de expansión; g) Flash; h) Columna de
desgrasado; i) Columna de separador con catalizador; k) Columna de secado; l)
Columna de ácido acético puro; m) Columna de residuos; n) Columna auxiliar; o)
Columna de lavado; p) Columna de lavado secundaria
Se precalienta la alimentación del reactor, en el que se introduce agua, monóxido
de carbono y metanol (con un 60% de dimetil éter). Del reactor sale una corriente
formada por los subproductos gaseosos, como son el H2 y el CO2, el ácido acético y
otros subproductos como el ácido propiónico y los reactivos no consumidos. Una vez
que los productos salen del reactor se enfrían y se produce una primera separación a
alta presión. Posteriormente hay un separador que trabaja a presión intermedia a la
que llegan los productos ligeros después de pasar por una columna de lavado y por
un tanque de expansión (flash). Por último existen unas columnas de destilación, de
las cuales al final se recoge como producto al ácido acético. Existe también un lavador
de gases para recuperar el metanol y el yoduro de metilo (co-catalizador) y devuelven
al reactor.
En la columna “i” se recupera el catalizador, en la columna “k” se realiza una
destilación azeotrópica y en la columna “l” se obtiene el ácido acético producido. Al
final de la columna “m” se recupera por fondos una corriente que contiene un 50% de
agua y 50% de ácido propiónico, que posteriormente puede ser recuperado.
El proceso tiene un rendimiento del 90%, y una selectividad respecto del metanol
del 70%. En el año 1966, la empresa norteamericana MONSANTO [3,4] descubrió un
nuevo catalizador para el proceso de producción de ácido acético. El catalizador era
rodio (catalizador líquido), y se lograba una selectividad del 99% cuando se operaba a
unas condiciones de 150-200ºC y unas presiones de 30-60 bar. Desde su
comercialización en los años 1970, todos los procesos posteriores desarrollados para
producir ácido acético partían de este último.
El esquema de la instalación es el siguiente:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
117
a) Reactor; b) Flash; c) Columna de ligeros; d) Columna de deshidratación; e)
Columna de pesados.
Se introduce en el reactor una mezcla de metanol y CO de manera continua. Los
ligeros que se forman en el reactor (CO2, CH4 y H2) salen por un venteo que tiene el
mismo en la parte superior. A esta corriente de gases generados en el reactor se le
une las otras corrientes de ligeros del sistema y todas van a una unidad de tratamiento
de gases.
La solución retirada del reactor y que contiene el ácido acético producido, el
catalizador y los co-catalizadores y los subproductos (acido propiónico
fundamentalmente) pasa a un separador flash donde se recupera el catalizador que es
reintroducido al reactor. Por cabeza del separador flash sale la corriente de producto y
se lleva a la columna “c”, lugar donde se separan los ligeros formados en el reactor.
Estos ligeros son el vapor de agua y parte del acetato de metilo y el yoduro de metilo
que se volatilizan. Parte de esta corriente se recircula al reactor para no perder estos
compuestos valiosos que actúan en el proceso de reacción, aunque hay que señalar
que también existe una cierta cantidad que es sacada del sistema para ser tratados, a
modo de una purga de ligeros. Posteriormente se lleva a una columna de
deshidratación “d”. La corriente diluida que se saca por cabeza de la torre contiene
una pequeña cantidad de ácido acético, por eso parte se utiliza como reflujo para la
columna y otra parte de esa corriente se recircula al reactor. Por el fondo de la torre de
deshidratación sale la corriente enriquecida en ácido acético que en un último paso se
Ilustración 24. Proceso Monsanto
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
118
introduce en otra columna donde se le separa finalmente. En dicha columna se
obtiene ácido acético por una extracción lateral y por colas se saca una corriente rica
en ácido propiónico y otros productos carboxílicos de alto punto de ebullición que se
forman como subproductos en el proceso.
En este proceso es muy importante evitar la pérdida de catalizador, y para ello
deben mantenerse constantes las concentraciones de agua, acetato de metilo y
yoduro de metilo, como también la presión parcial de monóxido. El que se deba
mantener una presión parcial de CO elevada se debe a que así se evitan que se
formen especies metálicas indeseables y precipiten dentro del reactor.
Este proceso necesita una concentración de agua concreta de un porcentaje de 5
o 6 % en peso fundamentalmente a dos razones:
1) Conseguir una velocidad de la reacción adecuada. Esto implica un alto coste
luego en la separación, ya que en las columnas de destilación es necesario eliminar
una gran cantidad de agua.
2) Evitar problema de la inestabilidad del catalizador, por lo que el nivel de agua
debe mantenerse en el margen anteriormente citado.
En 1986, la empresa BP compró la patente de Monsanto, y desarrolló el proceso
CATIVA [6]. Este proceso le ha proporcionado a dicha empresa el 25% del mercado
mundial de ácido acético. Fundamentalmente, la novedad que introdujo al proceso
desarrollado por Monsanto fue el cambio en el catalizador utilizado. Como
anteriormente se ha mencionado, el proceso Monsanto utiliza un catalizador basado
en rodio, mientras que el proceso CATIVA utiliza un catalizador basado en iridio. Si se
compara ambos procesos a nivel de costes, las diferencias fundamentales son:
- Menor coste de operación: fundamentalmente porque el catalizador de BP permite
reducir la presión de operación.
- Menor coste de inversión: las plantas que operan con el proceso CATIVA tiene un
coste de inversión 50% menor.
- Integración energética más eficiente.
Otros competidores desarrollaron otras variantes del proceso Monsanto, pero lo
que distingue al proceso CATIVA de los demás es la catálisis. En el siguiente punto se
analizará el comportamiento de ambos catalizadores (basado en rodio y en iridio), pero
una diferencia importante es el precio de ambos. El iridio es unas 10 veces más barato
que el rodio y también tiene una selectividad mayor, lo que permite eliminar las torres
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
119
de purificación intermedias, requiriéndose así un coste menor de inversión. Otra
diferencia entre los dos procesos es que en el proceso CATIVA se introducen los
reactivos ya mezclados en el reactor, lo que elimina también la agitación mecánica.
También se introduce un reactor secundario para mejorar la eficiencia. Este hecho
está relacionado con la cinética del proceso. Esto implica que para lograr una
conversión alta en el proceso es mejor colocar primero un reactor Mezcla Perfecta
agitado y posteriormente un reactor Flujo Pistón, ya que así se consigue optimizar el
volumen de los reactores con la conversión. Un esquema de la planta es el siguiente
[9]:
Ilustración 25. Proceso de producción ácido acético vía CATIVA.
En el diagrama de flujo se observa lo mencionado anteriormente. Se dispone de
dos reactores, el reactor de mezcla y el reactor secundario de flujo pistón, para
aumentar la conversión. Luego, se separa en un separador flash, donde se separa el
catalizador de los productos. El catalizador se recircula al reactor principal. En dicho
reactor hay también una recuperación de energía mediante generación de vapor, que
en los anteriores procesos no existía. La corriente que sale por cabeza del separador
flash va a una columna de destilación donde también se deshidrata el producto. Por
cabeza salen los ligeros formados en el proceso, que parte se purgan, y parte se
recirculan de nuevo al reactor. La corriente de fondo va a una última columna de
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
120
destilación donde se separa por cabeza el ácido acético y por colas el ácido propiónico
y los productos más pesados.
1.7.1. Proceso Cativa descrito en la patente.
A continuación se detallan las tres posibles configuraciones que puede tener la
planta de producción de ácido acético por la ruta del proceso CATIVA [10]. La opción
elegida se explicó ya en la parte de descripción del proyecto.
- Opción 1:
Se introducen al reactor tanto el CO (3) como el metanol (4). El reactor (1) es
agitado (2) y se encuentra en fase líquida, en el cual se tiene el catalizador y los co-
catalizadores. Consta de dos salidas, una para los ligeros que se forman en el proceso
(6) y otra que es la salida de la corriente producto (5). La corriente de salida (7) es
llevada a una válvula (8) donde se realiza la reducción de presión de la corriente y
pasa al flash (9). El flash tiene dos salidas, una gaseosa (10) y otra líquida (11). La
fase gaseosa puede tener un scrubber (12) opcional, que debe tener una alimentación
en caso de que se implantara (13). La salida líquida se lleva de de devuelta al reactor
con una bomba de reciclo (14). Opcionalmente, se puede pasar la corriente líquida por
Ilustración 26. Proceso CATIVA 1.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
121
una resina de intercambio iónico (15) para eliminar posibles impurezas metálicas
producto de la corrosión y la cantidad de catalizador que se vaya desactivando. La
corriente gaseosa producto del flash se introduce a la torre de destilación (16). Esta
torre tiene un condensador (17) y un decantador (18). El decantador puede ser un
tanque de reflujo que esté diseñado con la salida de la manera que se muestra en la
figura del proceso. Ahí, parte de la fase acuosa se devuelve a la torre como reflujo y
parte se vuelve a introducir al reactor. La corriente de salida de la torre (16). La torre
además tiene una posible entrada de metanol para convertir el posible HI formado en
el proceso.
- Opción 2:
Ilustración 27. Proceso CATIVA 2.
Esta opción incorpora la variante de introducir la zona del flash en dos partes.
Primero se descomprime la salida del reactor hasta una presión de entre 3 y 9 bares
con la válvula (27) y se realiza un flash (28) a la corriente líquida que sale del reactor
a una mayor presión y la corriente gaseosa que se produce (29) es devuelta al reactor.
El resto es similar al caso 1. El modo de operar con una u otra opción influye luego,
por ejemplo en la destilación, donde se tendría menos cantidad de ligeros orgánicos
que realimentar al reactor con la opción 2 que con la opción.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
122
Opción 3:
Ilustración 28. Producción CATIVA 3.
Se introducen al reactor tanto el CO (3) como el metanol (4). El reactor (1) es
agitado (2) y se encuentra en fase líquida, en el cual se tiene el catalizador y los co-
catalizadores. Consta de dos salidas, una para los ligeros que se forman en el proceso
(6) y otra salida de la corriente producto (5). La corriente de salida (7) es llevada a una
válvula (8) donde se realiza la reducción de presión de la corriente y pasa al flash (9).
El flash tiene dos salidas, una gaseosa (10) y otra líquida (11). La fase gaseosa puede
opcionalmente lavarse en un scrubber (12) con agua (13). La salida líquida se lleva de
de devuelta al reactor con una bomba de reciclo (14). Opcionalmente, se puede pasar
la corriente líquida por una resina de intercambio iónico (15) para eliminar posibles
impurezas metálicas producto de la corrosión y la cantidad de catalizador que se vaya
desactivando. La corriente gaseosa producto del flash que contiene el ácido acético
formado se introduce a la torre de destilación (16). Esta torre tiene un condensador
(17) y un decantador (18). El decantador puede ser un tanque de reflujo que esté
diseñado con la salida colocada como se muestra en la figura del proceso. Ahí, parte
de la fase acuosa que contiene el agua y los subproductos formados se devuelven a la
torre como reflujo y parte se vuelve a introducir al reactor. La corriente de salida de la
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
123
torre (16). La segunda columna se coloca para eliminar posibles restos de ácido
propiónico que pudieran quedar en la corriente producto.
En la patente se detallan aspectos importantes a la hora de realizar el diseño
correcto de la planta, y por tanto la simulación de la misma. Son:
- El H2 presente en el proceso es debido o bien a la cantidad que se introduce
con el CO o bien a reacciones SHIFT-CO. Se debe mantener la concentración por
debajo de 0,1 % molar, ya que así se evita la hidrogenación de los subproductos.
- La concentración de yoduro de metilo se debe mantener entre un 4 y un 16 %
en peso, ya que así decrece la formación de ácido propiónico en el reactor.
- Se debe tener en el reactor un ratio co-catalizador/ catalizador de entre (200-
20):1 para evitar la formación de subproductos.
- El flash debe operar a una temperatura comprendida entre 100 y 160 ⁰C,
normalmente operando en el rango de entre 100 y 140 ⁰C, y de manera adiabática.
- El vapor que se genera en el flash se debe introducir a la torre de destilación
como una mezcla gas/líquido, ya que contiene a los inconfesables que se han
producido en el proceso. La torre debe tener 40 etapas teóricas.
- El ácido acético puede ser sacad por el fondo de la columna o por alguna etapa
superior. De igual manera, se podría retirar bien en forma líquida o en forma gaseosa.
- La corriente de vapor que sale por cabeza de la torre al enfriarse se producen
dos fases; una más ligera que sería la fase acuosa y otra más pesada que contiene a
los compuestos orgánicos. Para el reflujo de la torre, es preferible usar la fase ligera,
para conseguir así un ahorro energético. La fase pesada es devuelta a la zona de
reacción.
- El acetato de metilo debe estar entre un 5 y un 41 % en peso en el proceso.
- La presión parcial de CO en el reactor debe estar entre 1 y 20 bares.
- La presión en el reactor debe encontrarse entre 15 y 50 bares.
- La temperatura de reacción debe estar entre 150 y 220 ºC.
- Se prefiere operar en continuo la planta.
- La concentración del Iridium debe estar entre 400 y 2000 ppm.
- Se pueden utilizar en el proceso un solo promotor para la reacción, pero puede
darse el caso que se utilicen varios a la vez.
- Se debe mantener una concentración de agua de entre un 0.5 y un 8 % en
peso.
- La presión de operación del flash debe encontrarse en el rango de 1 a 4 bares.
Los datos de operación típicos que nos proporciona la patente son:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
124
Ilustración 29. Condiciones de operación proceso CATIVA.
A continuación se muestra una tabla con el resultado obtenido en 5 experiencias.
Cada una se realiza con unas condiciones distintas de operación. De ellas, las que
tiene mayor velocidad de producción de ácido acético es la experiencia nº3, por tanto
esas condiciones de operación serán las elegidas para llevar a cabo la simulación de
la planta.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
125
Ilustración 30. Condiciones de operación y resultados de experiencias recogidas en la patente.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
126
Anexo II. Tecnologías para la obtención de etanol.
El etanol es un compuesto orgánico oxigenado de los más versátiles debido a su
gran cantidad de aplicaciones [1,2]. Dependiendo de su concentración, tiene una u
otras aplicaciones dentro del mercado. Entre las más destacadas se encuentran la
posibilidad de su uso como solvente, germicida, anticongelante, como combustible o
como brebaje para la producción de bebidas alcohólicas. Pero su mayor valor radica
en el hecho de que es un producto químico intermedio para la obtención de gran
cantidad de compuestos orgánicos. A continuación aparece una figura en la que se
pone de manifiesto la importancia del etanol como fuente de materia prima para la
elaboración de un gran número de compuestos químicos:
Ilustración 31. Productos obtenidos a partir de etanol.
El 99% del etanol producido en el mundo se destina a las industrias del tinte y la
farmacéutica. Es un compuesto funcional muy importante en las bebidas alcohólicas,
el cual se obtiene por fermentación de carbohidratos, proceso por el que se produce
un caldo que después de ser tratado y envejecido produce las bebidas espirituosas. Si
el etanol se utiliza para otros procesos diferentes que la obtención de bebidas
alcohólicas, éste se desnaturaliza con la adición de sustancias como el metanol o la
piridina. Este etanol desnaturalizado puede ser utilizado en la industria como reactivo,
o directamente tiene usos comerciales, como es el caso de su uso como disolvente.
El etanol es miscible en todas proporciones con agua y con gran cantidad de
solventes orgánicos. Es una sustancia higroscópica y forma un azeótropo con el agua
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
127
al 95.45 % en peso. Para enriquecerlo más, es necesaria una destilación azeotrópica
utilizando para ello un tercer solvente.
2.1. Procesos de obtención
Existen distintos métodos para producir etanol a nivel industrial. En la siguiente
figura aparecen reflejados las rutas de obtención de etanol [1,2]:
Ilustración 32. Procesos industriales para obtención de etanol.
Como se puede observar, el etanol se puede obtener a partir del cracking de
petróleo, del que se saca el etileno. La otra fuente para conseguir etanol es el proceso
de fermentación. Resumiendo, las rutas que hasta ahora han sido más utilizados son:
- Obtención a partir de etileno.
- Como subproducto de otros procesos industriales.
- Por fermentación de azúcar, almidón o celulosa.
Los procesos de fermentación representan el 83% de la producción mundial.
Existen dos vías para la obtención de etanol a partir de etileno. La primera, es un
proceso de hidrogenación indirecta. En este proceso se utiliza el ácido sulfúrico y aún
hoy se utiliza en Rusia. El segundo proceso fue desarrollado en los años 70 para evitar
tener que usar el ácido sulfúrico en la síntesis de etanol. Es un proceso de
hidrogenación directa catalítica en fase vapor. En EE.UU. se utiliza este proceso. A
día de hoy, se han investigado otros métodos de obtención, pero ninguno se ha
llevado a escala industrial.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
128
A continuación se realizará una descripción de los procesos de obtención de
etanol:
2.1.1. Proceso de Fermentación
Este es el proceso más antiguo. Se puede obtener etanol a partir de gran variedad
de productos agrícolas pero sólo es rentable hacerlo a partir de un grupo reducido de
productos debido fundamentalmente a dos razones [1,2]:
1) Poseen un mayor precio como alimento que como materia prima para obtener
etanol.
2) El coste de transporte junto al del producto agrícola no es rentable frente a la
cantidad de etanol que se obtiene del mismo. Se puede obtener etanol a partir de
cualquier producto que contenga azúcar o algún producto que puede derivar en
azúcar.
El que se opte por el proceso de fermentación a nivel industrial depende del precio
y disponibilidad de los productos ricos en hidratos de carbono y las políticas de apoyo
que tengan éstos frente a al precio del etileno.
Como anteriormente se ha mencionado, a nivel industrial se fabrica etanol
mediante esta técnica a partir de azúcar, almidón o celulosa. Del azúcar (caña de
azúcar, remolacha, melaza o frutas) se puede obtener directamente. Del almidón
(tubérculos o papas) se puede obtener, pero previamente se deben hidrolizar a
azúcares mediante la acción de enzimas de malta. Por último, la celulosa también
debe tratarse previamente para que sea convertido a azúcar mediante la acción de
ácidos minerales. Una vez se transforma en azúcar, las enzimas de la levadura los
transforman a azúcar fácilmente.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
129
2.1.2. Proceso de hidrogenación indirecta
Este método de producción de etanol se basa en la absorción de una gran
cantidad de etileno en ácido sulfúrico concentrado [1,2]. La preparación de etanol a
partir de etileno usando para ello ácido sulfúrico se realiza en tres pasos:
1) Absorción del etileno en ácido sulfúrico concentrado para formar tanto mono
etil-sulfato como dietil-sulfato.
2) Hidrólisis de los etil-sulfatos a etanol.
3) Reconcentración del ácido sulfúrico diluido.
El esquema de la instalación es el siguiente:
Ilustración 33. Proceso de síntesis de etanol vía ácido sulfúrico.
a) Colunmna de lavado de gas residual; b) Absorbedor; c) Hidrolizador; d) Columna de
stripping; e) columna de lavado de etanol crudo; f) Tanque de etanol crudo; g)
Columna de destilación del dietil-éter; h) Columna de destilación de etanol.
La materia prima alimentada a este proceso debe tener entre un 35 y un 95 % de
etileno, siendo el resto metano y etano. No debe de haber otros alcoholes insaturados,
debido a que se formarían alcoholes secundarios. La absorción se lleva a cabo en un
reactor a 80 ºC y una presión de entre 1,3 y 1,5 MPa. La reacción es exotérmica, por
lo que se requiere refrigerar el reactor para que la temperatura no aumente, ya que a
medida que aumenta la temperatura aumenta la corrosión en el reactor.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
130
La operación que conlleva un mayor coste energético es la tercera, donde es
necesario evaporar parte del agua para concentrar el ácido sulfúrico.
2.1.3. Proceso de hidrogenación directa
El proceso de hidrogenación directa evita el problema de la utilización del ácido
sulfúrico y con ello la tercera etapa del proceso anterior, que es la que tiene un
consumo de energía mayor [1,2]. Este proceso se descubrió de casualidad, cuando
por los años 1920 se mezcló vapor de etileno con alúmina y se constató que se
producía acetaldehído. Se culpó de la presencia de este compuesto a la aparición de
etanol en el proceso. En el año 1947 se construyó la primera planta en EE.UU. Hay
dos procesos principales: uno que utiliza un catalizador sólido y otro que utiliza un
catalizador líquido. Se realiza una mezcla entre el catalizador ya sea sólido o líquido, y
los reactivos vaporizados. El proceso esquemático se muestra en la siguiente figura:
Ilustración 34. Síntesis de etanol por hidrogenación directa.
a) Compresor; b) Intercambiador de calor; c) Calentador; d) Reactor; e) Lavador; f)
Tanque etanol crudo; g) Columna destilación extractiva; h) Columna de concentración;
i) Deshidratodor
Al proceso se introduce tanto el etileno como agua desionizada. Ambas corrientes
se vaporizan a una presión entre 6 y 8 MPa, saliendo del intercambiador a una
temperatura entre 250 y 300 ºC. La corriente se calienta entre 10 y 20 ºC antes de
entrar al reactor en forma gaseosa. Una vez salen la corriente producto del reactor, se
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
131
condensa y se separa la corriente líquida que contiene el etanol. Se elimina el gas que
pueda llevar esta corriente y posteriormente se separa el agua, que es devuelta al
reactor. La corriente de producto antes de separar el agua, contiene entre un 10 y un
25 % en peso de etanol. Para eliminar el gas disuelto en la corriente líquida, ésta se
descomprime, y la corriente gaseosa es devuelta al reactor ya que contiene parte del
etileno que no reacciona. La corriente de etanol se purifica hasta el grado requerido
según las especificaciones comerciales requeridas. Las condiciones óptimas a las que
se lleve a cabo el proceso depende del tipo de catalizador utilizado, de la temperatura,
de la presión, del tiempo de residencia en el reactor y del ratio molar utilizado en al
alimentación al proceso entre el agua y el etileno.
2.1.4. Otros métodos de obtención
A parte de los mencionados anteriormente, existen otras rutas que han sido
investigadas para llegar a obtener etanol. Se puede destacar tres rutas: la
hidrocarbonilación, la conversión a partir de gas de síntesis y la obtención a partir de
ácido acético, que es el objetivo de este proyecto y por tanto tendrá un capítulo aparte
debido a su importancia.
- Hidrocarbonilación de alcoholes [1,2]:
La reacción por la cual se produce este proceso es:
ROH + CO + 2H → RCH OH + H O
La reacción se lleva a cabo en presencia de un catalizador de cobalto a alta
presión y temperatura. Esta reacción fue descubierta en el año 1949 y lo que se
realiza con ella es el cambio de la longitud de las moléculas de los alcoholes.
Originalmente, se aplicó para producir metanol, pero se descubrió que añadiendo al
proceso determinados aditivos, como es el caso del yodo y combinando el catalizador
con otros metales, como por ejemplo el cobre, se conseguía una selectividad a etanol
de hasta un 89 % en peso.
- Conversión a partir del gas de síntesis [1,2]:
Como en el caso anterior, esta ruta originalmente buscaba la conversión del
monóxido y el hidrógeno en metanol. Pero con el paso de los años se ha ido
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
132
investigando con distintos catalizadores para poder obtener etanol al final del proceso
como componente mayoritario.
Hay dos tipos de catalizadores:
o Catalizadores heterogéneos [1,2]:
Los catalizadores más utilizados en este proceso son los óxidos de zinc, cromo y
cobre para la obtención de metanol. Investigadores del Instituto Francés del Petróleo
probaron a combinar estos catalizadores con otros elementos, como son el lantano o
el potasio, descubrieron que se formaba alrededor de un 20 % de etanol. Con un
catalizador que contenga Ni-Cu-Ba, se ha llegado a conseguir hasta un 46 % de
etanol.
o Catalizadores Homogéneos [1,2]:
El rutenio es el único que ha demostrado tener una alta selectividad a etanol en
este proceso de síntesis, llegando a lograr un 50 % de etanol.
2.1.5. Recuperación y purificación del etanol
En los últimos 20 años se han desarrollado distintas técnicas de destilación para
conseguir una recuperación cada vez más eficiente de etanol en los procesos de
obtención [1,2]. Los esfuerzos han ido encaminados tanto a mejorar la calidad del
producto obtenido en cuanto a elevar la concentración de etanol como a una
disminución del coste energético del proceso de destilación. Se puede distinguir dos
métodos para conseguir una corriente concentrada en etanol:
- Métodos de destilación.
- Métodos que no utilizan la destilación.
o Métodos de destilación [1,2].
El etanol forma un azeótropo con el agua al 95,35 % en peso. Para obtener una
concentración mayor de etanol se hace necesario realizar una deshidratación. Esto
normalmente se realiza añadiendo una cierta cantidad de benceno, que se usa como
agente solvente, donde se tiene un equilibrio ternario. Dependiendo del proceso de
producción, se tiene una concentración de etanol después del reactor de entre un 50%
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
133
(a partir de etileno) y un 10 % (a partir de la fermentación) en peso. Esto hace que se
requiera de varios procesos previos, como son [1,2]:
Desgasificación: mediante este proceso se eliminan los gases
disueltos en la corriente líquida producto proveniente del reactor.
Stripping con vapor: en este proceso se consigue inyectando
vapor en una columna se consigue concentrar el etanol entre un
75 y un 85 % en peso.
Columnas de extracción y rectificación: Con estas dos
columnas, se consigue concentrar al etanol hasta un 95 % en
peso.
Estos tres procesos son necesarios para concentrar la corriente de etanol. Una vez
realizado esto, se realiza la destilación azeotrópica. El proceso se produce a presión
atmosférica. El solvente más utilizado como anteriormente se ha mencionado es el
benceno. La corriente de etanol al 95 % se introduce en una columna de
deshidratación junto al solvente extractor. En esta columna, por fondo se recoge una
corriente de etanol al 99.98 % en peso recuperando por cabeza una azetrópo ternario
que es enfriado y enviado a una columna donde se recupera el agente añadido que es
devuelto a la columna de deshidratación. El esquema es el siguiente [1,2]:
Ilustración 35. Proceso de destilación etanol anhídro.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
134
a) Columna de deshidratación; b) Decantador; c) Condensador; d) Enfriador; e)
Columna de stripping para hidrocarburos; f) Tanque.
El control y la eficiencia del proceso depende de:
- El uso de un decantador y un condensador normales hace que el coste de
inversión se reduzca.
- El uso de platos de alta eficacia de contacto.
- Bajo consumo de agente extractor.
- Un consumo de vapor de entre 1 y 1,5 kg de vapor por litro de etanol
producido.
En los procesos en los que se quiere conseguir etanol para automoción, el
benceno es sustituido por gasolina como agente extractor.
o Métodos que no utilizan proceso de destilación [1,2]:
Existen distintas técnicas para conseguir enriquecer el etanol aparte de los
métodos de destilación. Estos métodos tienen como característica principal que su
coste energético es significativamente menor que en el caso anterior. A continuación
se realiza una breve reseña de cada uno de ellos:
Proceso de extracción con solventes líquidos:
Esta técnica se basa que en que el etanol, cuando se mezcla con otros líquidos, es
inmiscible con agua. Así, se puede realizar una extracción de etanol con un disolvente,
que luego es fácilmente separable del etanol por destilación. Un ejemplo de solvente
es el ftalato de dibutilo. Este solvente tiene un punto de ebullición más elevado que el
etanol, con lo que es fácilmente separable mediante destilación.
Proceso de extracción con CO2.
Este proceso utiliza el CO2 en condiciones líquidas críticas, que son 31 ºC y una
presión de 7,1 MPa. Esta extracción y la posterior destilación para separar el CO2 tiene
un coste menor de un tercio que en la destilación azeotrópica.
Tamices moleculares:
Esta técnica utiliza tamices que son permeables al agua pero no al etanol,
consiguiendo así una separación de los dos compuestos. El sólido que compone los
tamices moleculares suelen ser zeolitas.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
135
Tecnología de membranas:
Esta tecnología hace uso de membranas semipermeables de resinas. Consiste en
calentar el 94 % de la corriente de etanol alimentada al proceso ( el resto viene
recirculado) a 60 ºC, y es impulsado al pervaporardor que contiene las membranas
semipermeables. Parte del agua pasa a través de la membrana, pero en el interior del
equipo a la vez ocurre el cambio de fase de la corriente alimentada, y el vapor de agua
que se forma también pasa a través de la membrana gracias al vacío de 1 KPa que
existe dentro del equipo. De esta manera, se consigue separar el agua del etanol sin
tener en cuenta el azeótropo. La energía consumida en el proceso es el total de la
entalpía de vaporización y de condensación de las corrientes. El esquema es el
siguiente [1,2]:
Ilustración 36. Proceso de pervaporación.
a) Bomba; b) Calentador; c) Condensador; e) Bomba de vacío.
Si se introduce al equipo 1097 litros de etanol al 94 % en volumen se obtienen
1000 litros de etanol al 99,85 % en peso, y una corriente de subproducto permeado del
28 % en volumen de etanol. Como dato más destacable cabe reseñar que 1000 litros
de etanol anhidro, requieren 135 kg de vapor saturado a 200 KPa, 10 m3 de agua a 20
Cº y 15 kW de energía eléctrica.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
136
ANEXO III. Tecnologías para la obtención de H2.
Para la obtención de H2 el proceso más utilizado a nivel industrial es el reformado
[4]. Esta tecnología se basa que en presencia de un catalizador (normalmente el más
utilizado níquel) el metano, los alquitranes y otros hidrocarburos ligeros reaccionan a
alta temperatura y se consigue como resultado CO y H2.
Son dos los procesos más utilizados:
- Steam Reforming.
- Autothermal Reforming.
3.1. Steam reforming (SMR)
Las reacciones que se dan en equilibrio en dicho proceso son [4,15]:
CH + H O ↔ CO + 3H
CO + H O ↔ CO + H
Las reacciones del reformado se ven favorecidas por la presión, con lo que estos
reactores trabajan a una presión de entre 1 y 3,5 MPa. Se usa vapor para favorecer la
conversión de los reactantes a H2 y para evitar la formación de shoot durante la
operación. La operación de forma segura de dicha planta depende de la temperatura y
presión de operación y de la cantidad de vapor que se alimente. La relación de
vapor/hidrocarburo que normalmente se utiliza depende de la forma de operar de la
instalación:
- 2:1 cuando se opera con reciclo de CO2
- 3:1 cuando se opera sin reciclo de CO2
- 2,5:1 cuando se opera en un reformador adiabático.
- Plantas antiguas: 5,5:1
La temperatura típica de operación se sitúa en el rango de 850⁰C a 1000⁰C. La
corriente de entrada al reformador se precalienta con la corriente de salida, así se
logra consumir menos combustible.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
137
Una restricción importante para esta instalación es que al catalizador no le pueden
llegar más de 0.25 ppm de sulfuro. La vida útil de este catalizador se sitúa entre los 3 y
los 7 años.
3.2. Reformado autotérmico (ATR).
Combina el reformado con vapor y la oxidación parcial [4,15]. Parte de la
alimentación se oxida para dar el calor necesario para llevar a cabo el resto del
proceso. Se logra una relación de H2/CO más baja que en caso anterior.
El reactor por lo tanto se divide en dos secciones. La primera, se produce la
combustión para obtener CO2 y H2O y otra zona posterior donde se realiza el
reformado sobre el catalizador en base níquel.
La temperatura de operación de este equipo se sitúa entre los 900⁰C y 1000⁰C. En
este equipo no se necesita tubos excesivamente caros en su interior ni tampoco una
caldera auxiliar para proporcionar el calor necesario para el proceso, con lo que el
coste es entre un 50 y un 60 % menor respecto al SMR, excluyendo el coste de
separación de oxígeno.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
138
Anexo IV Funcionamiento de PSA.
El funcionamiento del equipo se lleva a cabo en 5 pasos [16]:
1) Adsorción: Una vez la cámara se encuentra a la presión adecuada, se inyecta
la alimentación por el fondo del equipo. En este paso, se realiza la adsorción de las
impurezas que contiene la alimentación. Se cierra entonces la válvula del producto.
2) Despresurización en isocorriente: Realizada la adsorción se abre la válvula de
cabeza situada en la otra rama de salida de cabeza del equipo. De esta manera, se
comienza a bajar la presión en el interior de la cámara obteniéndose parte del
hidrógeno que no acabó de salir en el paso anterior más el que posiblemente quedó
retenido en el paso anterior en los intersticios del adsorbedor. Este será el producto
secundario que se utilizará para la represurización del equipo, ya que en principio
podría emplearse también para purgar, pero en este caso no es recomendable debido
a que se pierde eficiencia de recuperación de H2.
3) Despresurización en contracorriente: para terminar por bajar la presión en el
equipo, se abre la válvula de cola del mismo, obteniendo ahora un gas de descarga
rico en H2.
4) Purga: es necesaria la regeneración del adsorbente. Para ello, se utiliza parte
del gas de descarga obtenido anteriormente.
5) Represurización: para llevar de nuevo la cámara a la presión de operación,
como anteriormente se ha mencionado, se debe utilizar el gas obtenido por la
despresurización en isocorriente.
Pero para mayor claridad, se muestran en 5 figuras el funcionamiento de este
equipo:
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
139
Paso 3
En este paso, se termina de realizar la despresurizaciónde la cámara, pero en este caso en contra corriente al flujo de entrada del gas original
Paso 4
Aquí se realiza por fondo una purga para eleminarPosibles restos que hayan podido quedar en el equipo
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
140
Paso 5
Por último, se vuelve a realizar la presurizaciónde la cámara con parte del hidrógeno producido en la etapa anterior y con parte del gas de purga y vuelve a comenzar el ciclo
Ilustración 37. Pasos del ciclo de funcionamiento PSA.
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
141
Anexo V. Tablas de coste de equipos.
Intercambiadores Área (m2)
Coste equipo (€) Coste equipo sin corregir (€)
Coste corregido por material (€)
Coste corregido inflación (€)
Coste total de equipos (€)
INTER A/B 1 307,38 48542,12 48542,12 299107,30 393170,97 393170,97
INTER A/B 2 231,57 39863,32 39863,32 247431,65 325244,29 325244,29
INTER A/B 3 14,37 18736,43 18736,43 118534,41 155811,28 155811,28
INTER A/B 4 0,61 105804,93 105804,93 662082,06 870294,53 870294,53
INTER A/B 5 997,10 139592,68 139592,68 878304,76 1154515,24 1154515,24
INTER A/B 6 46,47 19852,47 19852,47 124909,98 164191,84 164191,84
INTER A/B 7 59,14 21061,17 21061,17 130376,40 171377,34 171377,34
INTER A/B 8 23,66 18328,72 18328,72 115322,65 151589,47 151589,47
INTER A/B 9 29,29 18543,06 18543,06 114788,37 150887,17 150887,17
INTER A/B 10 387,35 57959,74 57959,74 362801,48 476895,79 476895,79
INTER A/B 11 556,62 78848,05 78848,05 485846,67 638636,39 638636,39
INTER A/B 13 114,27 26867,91 26867,91 176936,57 232579,82 232579,82
INTER A/B 14 362,37 54988,13 54988,13 347877,65 457278,69 457278,69
INTER A/B 15 343,70 52785,34 52785,34 335821,61 441431,24 441431,24
INTER A/B 16 920,41 128346,69 128346,69 805176,66 1058389,71 3175169,12
INTER A/B 17 552,81 78363,45 78363,45 482860,66 634711,33 634711,33
INTER A/B 19 1549,1 228796,85 228796,85 1448552,83 1904095,69 1904095,69
INTER A/B 18 21,63 18308,11 18308,11 120566,68 158482,65 158482,65
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
142
INTER A/B 20 8,10 20924,62 20924,62 131655,84 173059,15 173059,15
INTER A/B 21 634,37 88895,47 88895,47 559322,43 735218,91 735218,91
INTERCD1_1 432,75 63432,54 63432,54 417730,12 549098,46 549098,46
INTERCD1_2 432,75 63432,54 63432,54 417730,12 549098,46 549098,46
INTERCD2 790,56 109950,20 109950,20 724068,56 951774,63 951774,63
INTERCD4 790,56 109950,20 109950,20 724068,56 951774,63 951774,63
INTERRB1_1 31,50 36462,24 36462,24 228699,31 300620,98 300620,98
INTERRB1_2 31,50 36462,24 36462,24 228699,31 300620,98 300620,98
INTERRB2 97,22 95134,85 95134,85 626503,25 823526,85 823526,85
INTERRB4 86,16 84068,73 84068,73 553628,17 727733,91 727733,91
17718889,79 Tabla 68. Coste de Intercambiadores de calor
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
143
Recipientes Altura (m2)
Volumen (m3)
Coste de Platos (€)
Coste equipo (€)
Coste equipo sin corregir (€)
Coste corregido por material (€)
Coste corregido inflación (€)
Coste total de equipos (€)
Reactor Acético 100,00 66680,68 66680,68 418234,54 549761,51 549761,51
Reformador 6,00 8155,18 8155,18 51150,93 67236,94 67236,94
Reactor Etanol 75 67902,65 67902,65 99566,98 105154,86 105154,86
Flash1 55,84 40612,48 40612,48 254729,59 334837,30 334837,30
Flash2 4,35 6723,41 6723,41 42170,56 55432,41 55432,41
Flash3 0,05 1251,05 1251,05 7846,85 10314,53 10314,53
Flash4 7,95 9732,24 9732,24 61042,55 80239,29 80239,29
Flash 5 7,25 9181,72 9181,72 57589,60 75700,45 75700,45
Flash 6 0,00 1150,52 1150,52 7216,26 9485,64 9485,64
Absorbedor 1,70 8,32 3905,23 10019,46 13924,70 66749,32 87740,73 87740,73
Torre Destilación 1_1 21,55 147,72 176623,97 94593,50 271217,48 769933,34 1012063,02 1012063,02
Torre Destilación 1_2 21,55 147,72 176623,97 94593,50 271217,48 769933,34 1012063,02 1012063,02
Torre Destialción 2 30,55 303,29 409019,3 187090,66 596110,05 1582489,43 2080152,86 2080152,86
Torre Destilación 4 30,55 303,29 409019,3 187090,66 596110,05 1582489,43 2080152,86 2080152,86
7520335,43 Tabla 69. Coste de recipientes a presión
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
144
Coste Calderas
Área (m2)
Volumen (m3)
Coste equipo (€) Coste equipo sin corregir (€)
Coste corregido por material (€)
Coste corregido inflación (€)
Coste total de equipos (€)
Caldera 2 936 158278,96 158278,9617 614652,3022 807948,9937 807948,9937 Caldera 1 30,7 12358,61 12358,6163 47992,8089 63085,65268 63085,65268 871034,6464
Tabla 70. Coste de calderas
Tabla 4. Coste de compresores.
Equipo Potencia (kW)
Coste equipo (€)
Coste equipo sin corregir (€)
Coste corregido por material (€)
Coste corregido inflación (€)
Coste total de equipos (€)
Compresor 1 1357,39 349101,01 349101,01 2007330,83 2638598,95 2638598,95
Compresor 2 1013,89 282133,59 282133,59 1622268,17 2132441,27 2132441,27
Compresor 3 1506,26 375961,51 375961,51 2161778,69 2841617,79 2841617,79
Compresor 4 1661,61 402830,87 402830,87 2316277,50 3044703,60 3044703,60
Compresor 5 816,00 239595,94 239595,94 1377676,66 1810930,29 1810930,29
Compresor 6 910,67 260368,08 260368,08 1497116,47 1967931,69 1967931,69
Compresor7A 2455,54 525672,67 525672,67 3022617,88 3973174,86 3973174,86
Compresor 7B 2455,54 525672,67 525672,67 3022617,88 3973174,86 3973174,86
Compresor 8A 2315,61 505506,74 505506,74 2906663,74 3820755,30 3820755,30
Compresor 8B 2315,61 505506,74 505506,74 2906663,74 3820755,30 3820755,30
Compresor 8C 2315,61 505506,74 505506,74 2906663,74 3820755,30 3820755,30
Compresor 9A 2418,27 520354,45 520354,45 2992038,12 3932978,33 3932978,33
Compresor 9B 2418,27 520354,45 520354,45 2992038,12 3932978,33 3932978,33
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
145
Compresor 10 2201,45 488632,36 488632,36 2809636,08 3693214,26 3693214,26 Compresor 11A 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49 Compresor 11B 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49 Compresor 11C 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49 Compresor 11D 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49 Compresor 11E 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49
Compresor 11F 2643,90 551981,56 551981,56 3173894,00 4172024,49 4172024,49
Compresor 12 1601,17 392510,11 392510,11 2256933,11 2966696,50 2966696,50 Compresor 13A 1980,85 454848,44 454848,44 2615378,52 3437866,31 3437866,31 Compresor 13B 1980,85 454848,44 454848,44 2615378,52 3437866,31 3437866,31 Compresor 14A 2837,37 578087,13 578087,13 3324001,02 4369337,38 4369337,38 Compresor 14B 2837,37 578087,13 578087,13 3324001,02 4369337,38 4369337,38
Compresor14C 2837,37 578087,13 578087,13 3324001,02 4369337,38 4369337,38
Compresor14D 2837,37 578087,13 578087,13 3324001,02 4369337,38 4369337,38
97755935,75 Tabla 71. Coste de compresores
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
146
Equipo Potencia (kW)
Coste equipo (€)
Coste equipo sin corregir (€)
Coste corregido por material (€)
Coste corregido inflación (€)
Coste total de equipos (€)
Turbina 1 150 99365,11058 99365,11 606127,17 796742,87 796742,87
Tabla 72. Coste de turbina
Equipo Potencia Coste equipo (€)
Coste equipo sin corregir (€)
Coste corregido por material (€)
Coste corregido inflación (€)
Coste total de equipos (€)
Bomba 1 90,23 12079,49 12079,49 79566,92 104589,24 104589,24
Bomba 2 0,60 2425,93 2425,93 15979,48 21004,72 21004,72
Bomba 3 15,03 4627,53 4627,53 30510,52 40105,51 40105,51
Bomba 4 13,16 4384,30 4384,30 18660,16 24528,44 24528,44
Bomba 5 11,35 4139,12 4139,12 27290,32 35872,62 35872,62
Bomba 6 28,37 6190,34 6190,34 33619,21 44191,82 44191,82
Bomba 7 667,50 58550,95 58550,95 348941,32 458676,86 458676,86
Bomba 8 60,00 9349,69 9349,69 57160,50 75136,41 75136,41
804105,62 Tabla 73. Coste de bombas
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
147
Tabla 7. Coste de distintas unidades de proceso.
Coste PSA (€) 26122601,05 Coste PSA para 9600 kmol/h en 1993 (€) 23000000 Corriente entrada PSA kmol/h 3393,41586 Factor escala 0,7 Factor de auxiliares 1,63 Coste ASU (€) 3877811,433 Coste kWh/kgO2 puro 0,3 Coste para 2002 para 1000 t/dia de O2 (€) 53000000 Factor Escalado 0,7 Corriente ASU t/dia O2 15,912 Coste SELEXOL (€) 4399033,469 Coste para 9909 kmol/h CO2 (€) 44000000 Corriente entrada kmol/h CO2 151 Factor escala 0,7 Factor auxiliares 1,87 Coste reformador ATR (€) 3183778,339 Coste para 5800 kmol/h metano (€) 16900000 Corriente entrada metano kmol/h 1140 Factor escala 0,6 ATR reduce coste a la mitad 0,5
Tabla 74. Coste de unidades de proceso
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
148
Coste total de equipos
Coste (mil. €) % del coste total
Intercambiadores 17,71888979 9,234558927 Recipientes a presión 7,520335429 3,919375395 Compresores 82,93385341 43,22266041 Bombas 0,762093651 0,397180569 Turbinas 0,796742872 0,415238714 PSA 1 26,12260105 13,61432356 SELEXOL 4,399033469 2,292645548 ASU 3,877811433 2,021000108 ATR 3,183778339 1,659290679 Calderas 0,871034646 0,453957379 Total 148,2281861
100
Tabla 75. Coste porcentual de los equipos
Electricidad Precio (€/kwh) 0,06 Consumo equipos (kwh) 53380,93 Coste (€) 27672676,1
Tabla 76. Coste energía eléctrica
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
149
Ilustración 38. Coste porcentual de unidades.
Intercambiadores12%
Recipientes a presión 5%
Compresores56%
Bombas0%
Turbinas0%
PSA 18%
SELEXOL3%
ASU3%
ATR2%
Calderas1%
Coste unidades
PFC. Simulación Planta Etanol J.M.V.
150
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