TFG.Fco José Calvo Ganfornina

Trabajo de Fin de Grado
Grado en Ingeniería Química
Ingeniería básica de una planta de
producción de etileno a partir de etanol de
maíz
Autor: Francisco José Calvo Ganfornina
Tutor: Ángel Villanueva
L. Villanueva
Perales
Perales
Equation Chapter 1 Section 1
Dep. de Ingeniería Química y Ambiental
Escuela Técnica Superior de Ingeniería
Universidad de Sevilla
Trabajo de Fin de Grado
Grado en Ingeniería Química
Ingeniería básica de una planta de producción de
etileno a partir de etanol de maíz
Autor:
Francisco José Calvo Ganfornina
Tutor:
Ángel L. Villanueva Perales
Profesor Contratado Doctor
Dep. de Ingeniería Química y Ambiental
Escuela Técnica Superior de Ingeniería
Universidad de Sevilla
Sevilla, 2015
ii
iii
“Cuanto más alto coloque el hombre su meta, tanto más crecerá”.
Friedrich von Schiller (1759-1805).
iv
v
Agradecimientos
Por fin se acaba todo tras 5 años, durante este tiempo conocí a muchas personas las cuales jamás podré olvidar
y a otras personas que es mejor no haber conocido. A todas esas personas les dedico este trabajo porque de
todas ellas aprendí algo que me ha hecho ser quien soy.
Para empezar agradecer a todos mis profesores darme una gran formación la cual me permitirá algún día un
gran ingeniero; en especial a mi tutor, Ángel, el cual me ha ayudado siempre y me ha permitido aprender
mucho durante este año.
A Ana Acosta, cuya amistad valoro como un tesoro dado que siempre me ha ayudado en clase y fuera de ella.
A Alba, quien es mi amor platónico y cuya ayuda siempre ha sido la mejor ayuda para aprobar exámenes,
aunque al principio no me aguantase.
A Jaime, quien ha sido una de las personas que más me han ayudado en estos años y con los que he
compartido tantas tardes de estudio y cerveceo.
A Alberto, que gracias a su forma de ser tanto ha hecho sacarme de quicio, aunque en el fondo sé que lo hace
alguna que otra vez por mi bien.
A Fran, cuyas pamplinas a lo largo de estos 5 años me hacían divertirme y enfadarme a partes iguales.
A Paula con quien tanto tiempo he pasado y la cual me ha dado momentos inolvidables.
A Ángela, Patri, Cristi y compañía, con quienes he compartido muchas tardes de estudio las cuales hubieran
sido aterradoras sin ell@s.
A mi familia quienes me ayudaron económicamente y emocionalmente para llegar hasta aquí.
A mis padres quienes me dieron la vida y jamás podré agradecerle todo lo que han hecho por mí.
Y a todos aquellos que no he mencionado pero que gracias a su ayuda estoy aquí y los cuales tengo presente
siempre.
vi
vii
Resumen
El presente trabajo se basa en el estudio de viabilidad técnica y económica de una planta de
producción de etileno a partir de etanol de maíz. La viabilidad de la planta se estudiará para una
producción anual de 100000 toneladas. Para la simulación de la planta se ha recurrido a Aspen Plus
7.1 y Engineering Equation Solver, tras el cual se hace un análisis económico de la planta para ver la
rentabilidad de la planta durante su vida útil.
Las principales conclusiones que se recogen del presente trabajo son que para producir esa cantidad
de etileno necesitamos 181000 toneladas de etanol anualmente. La planta requiere un coste de
inversión de 22,27 millones de euros que en comparación con el coste de operación anual es muy
inferior siendo este coste de 117,34 millones de euros para un precio típico de etanol de 0,6 €/kg.
Estableciendo un precio de etileno de 1,3 €/kg y un 10% del coste capital obtenemos un Valor
Presente Neto de 43,30 millones de euros. Un análisis de sensibilidad del precio de etanol también se
lleva a cabo para evaluar la rentabilidad de la planta.
viii
Abstract
The present work is a technical and economical analysis of an ethylene production plant from corn
ethanol for an annual ethylene production capacity of 100000 tons. Aspen Plus 7.1 and Engineering
Equation Solver were used for the simulation of the plant and afterwards, an economical analysis of
the plant was carried out to assess its profitability assuming 20 years plant life.
The main conclusions from the present work are that 181000 tons/year of ethanol are needed to
produce that amount of ethylene. The total plant investment cost is 22.27 million euros, which is
much lower than the annual operation cost, 117.34 million euros for a typical price of ethanol of 0,6
€/kg. For a market price of ethylene of 1.3 €/kg and 10% internal rate of return, the plant is profitable
with a net present value of 43.30 million euros. A sensitivity analysis of ethanol price is also carried
out to assess the profitability of the plant.
ix
Índice
Agradecimientos .......................................................................................................................................... vi
Resumen .....................................................................................................................................................viii
Abstract.........................................................................................................................................................ix
Índice ............................................................................................................................................................ x
Índice de tablas ............................................................................................................................................xii
Índice de figuras .......................................................................................................................................... xiv
1 Alcance y objetivo ...................................................................................................................................... 1
2 Introducción ............................................................................................................................................... 2
2.1. Características y usos del etileno .................................................................................................................... 2
3 Rutas de producción de etileno .................................................................................................................. 4
3.1. Producción de etileno en petroquímica .......................................................................................................... 4
3.2. Producción de etileno a partir de bioetanol ................................................................................................... 5
3.2.1 Antecedentes de la producción de etileno a través de deshidratación de etanol ............................... 6
3.2.2 Situación tecnológica actual...................................................................................................................... 6
3.2.3 Diagrama de bloques................................................................................................................................. 7
3.2.4. Catalizadores ............................................................................................................................................. 8
3.2.5 Reacciones catalíticas ................................................................................................................................ 9
3.2.6 Tipos de reactores utilizados en la deshidratación de etanol .............................................................. 10
4. Descripción del proceso........................................................................................................................... 12
4.1 Etapa de preparación y reacción ................................................................................................................... 13
4.1.1 Etapa de preparación .............................................................................................................................. 13
4.2 Etapa de recuperación de energía y acondicionamiento de la corriente principal de proceso ................. 14
4.3 Etapa de separación ....................................................................................................................................... 15
4.3.1 Torre de absorción física ......................................................................................................................... 15
4.3.2 Etapa de compresión ............................................................................................................................... 16
4.3.3 Torre de absorción................................................................................................................................... 16
4.3.4 Secador ..................................................................................................................................................... 17
5. Simulación de la planta ........................................................................................................................... 18
5.1 Simulación de la etapa de preparación y reacción ....................................................................................... 19
5.2 Etapa de recuperación de calor y acondicionamiento de la corriente de proceso principal ..................... 22
5.3 Etapa de separación ....................................................................................................................................... 23
5.3.1 Torre de absorción física ......................................................................................................................... 23
5.3.2 Compresores ............................................................................................................................................ 26
5.3.3. Torre de absorción química ................................................................................................................... 26
5.3.4 Secador ..................................................................................................................................................... 27
5.3.5 Torre de destilación criogénica ............................................................................................................... 27
5.4 Resumen de la simulación .............................................................................................................................. 28
6. Viabilidad económica de la planta ........................................................................................................... 31
6.1 Metodología .................................................................................................................................................... 31
x
6.1.1 Costes de instalación................................................................................................................................31
6.2. Costes anuales de operación .........................................................................................................................33
6.3 Análisis de costes .............................................................................................................................................33
6.3.1 Estudio del valor presente neto (VPN) ...................................................................................................33
7. Resultados y conclusiones ....................................................................................................................... 35
7.1 Costes de instalación total ..............................................................................................................................35
7.2 Costes de operación ........................................................................................................................................36
7.3 Estudio de viabilidad .......................................................................................................................................36
7.4 Conclusiones ....................................................................................................................................................37
8. Bibliografía .............................................................................................................................................. 39
Anexo I: Lista y hojas de datos de equipos .................................................................................................. 41
Anexo II: lista y hojas de datos de corrientes .............................................................................................. 43
xi
Índice de tablas
Tabla 1. Plantas de producción de etanol en España
6
Tabla 2. Plantas de producción de etileno a partir de etanol
7
Tabla 3. Catalizadores para deshidratación catalítica de etanol
8
Tabla 4. Cálculos hidráulicos por platos
25
Tabla 5. Precios etanol y etileno
31
Tabla 6. Factores de corrección para intercambiadores, recipientes y bombas
32
Tabla 7. Factor de modulo desnudo para compresores
32
Tabla 8. Factores de corrección para hornos
32
Tabla 9. Coste de equipos
35
Tabla 10. Costes de operación anuales.
36
Tabla 11. Variación del VPN en función del precio del etanol y etileno
37
xii
xiii
Índice de figuras
Figura 1. Molécula de etileno
2
Figura 2. Diagrama de flujo de producción de etileno mediante naftas
4
Figura 3. Diagrama de bloques básico de una planta de producción de etileno a partir de etanol
7
Figura 4. Mecanismo de reacción
8
Figura 5. Reactor isotermo
10
Figura 6. Reactores de lecho fijo
10
Figura 7. Reactor de lecho fluidizado
11
Figura 8. Diagrama de flujo del proceso
12
Figura 9. Preparación del etanol
13
Figura 10. Sistema de reacción del etanol
14
Figura 11. Etapa de recuperación de energía y acondicionamiento de la corriente principal de procesos
15
Figura 12. Torre de absorción de platos
16
Figura 13. Etapa de compresión
16
Figura 14. Torre de absorción química
17
Figura 15. Secado
17
Figura 16. Columna de destilación
17
Figura 17. Diagrama general del proceso en la simulación
18
Figura 18. Simulación de la etapa de preparación y reacción.
19
Figura 19. Rectas de operación de los reactores conversión acumulada-temperatura.
21
Figura 20. Simulación etapa de recuperación de calor y acondicionamiento de la corriente principal
22
Figura 21. Simulación torre absorción de platos
23
Figura 22. Eficiencias de una columna de absorción según O,Connell
24
Figura 23. Correlación gráfica de Fair [20]
25
Figura 24. Simulación etapa de compresión
26
Figura 25. Simulación torre absorción química
27
Figura 26. Simulación secador.
27
Figura 27. Simulación destilación criogénica
28
Figura 28. Flujo de caja acumulado
37
xiv
xv
1 Alcance y objetivo
En el presente trabajo se realiza la ingeniería básica de una planta de producción de etileno a partir de
deshidratación de etanol producido mediante la fermentación del maíz. Este tipo de plantas
empezaron a operar a principios del s. XX, y durante el siglo pasado se crearon varias, pero se
cerraron debido a una bajada del precio del petróleo durante el final de los años 80, lo que produjo
que la fabricación de etileno por la ruta del petróleo fuese más económica.
La simulación de la planta se divide en tres etapas claramente diferenciadas; una primera de
preparación y reacción, una segunda de recuperación de energía y acondicionamiento de la corriente
de proceso principal, y una tercera etapa de separación.
El diseño de esta planta incluirá el tamaño de los equipos principales así como las condiciones de
operación, caudales y composición de todas las corrientes principales, y una vez diseñado se hará un
estudio económico donde se estima el coste de inversión de la planta, el coste de operación de la
misma y los ingresos obtenidos; con estos datos se realizará un estudio de viabilidad de la planta para
ver si su implantación es rentable.
La planta diseñada tendrá una producción de 100000 toneladas al año de etileno.
Los datos de las condiciones de operación y costes han sido sacados de fuentes bibliográficas.
1
2 Introducción
Para empezar la realización del presente trabajo se empezará con una breve descripción del etileno,
en la que se explicarán sus propiedades y sus usos más importantes en la industria.
2.1. Características y usos del etileno
El etileno (C2H4), como se muestra en la figura 1, es un compuesto orgánico de la familia de los
hidrocarburos insaturados formado por dos átomos de carbono unidos por un doble enlace entre sí, y
por cuatro átomos de hidrógeno unidos por enlace simple a los átomos de carbono. [1]
Figura 1. Molécula de etileno
Es uno de los compuestos más importantes de la industria química, dado que a partir de él se fabrican
multitud de compuestos que se comentarán posteriormente; en condiciones normales se encuentra en
estado gaseoso, es altamente inflamable e incoloro, y en presencia de luz reacciona violentamente
con oxidantes. [1]
La doble ligadura olefínica que contiene la molécula permite la introducción dentro de la misma de
muchos tipos de átomos como el oxígeno, el cloro y moléculas como el agua. [2]
El primer registro que se tiene de una deshidratación de alcohol etílico se remonta al s. XVIII, en un
laboratorio donde se hizo pasar etanol por un catalizador caliente, provocando la reacción de
deshidratación y la formación de etileno. Con la llegada del plástico a principios del s. XX el etileno
se convirtió en un componente fundamental en la fabricación de plásticos como el polietileno o el
PVC. La crisis mundial del petróleo de 1973 trajo como consecuencia el aumento de los costes del
crudo y sus derivados, por lo que se empezó a buscar una forma alternativa de obtener etileno sin
tener que utilizar petróleo. [7]
La producción mundial de etileno en el año 2013 fue de 143,4 millones de toneladas, mientras que en
el 2012 fue de 140,9 millones de toneladas. Este aumento se debe al crecimiento de países como
China y Emiratos Árabes Unidos, que llegaron a producir en 2013 800 mil toneladas y 1,45 millones
de toneladas de etileno más que el año anterior, respectivamente. Otro país que aumentó su
producción de etileno fue Estados Unidos, que llegó a aumentar en 530 mil toneladas su producción,
mientras que en Japón disminuyó en 330 mil toneladas. [11]
El etileno, como se ha comentado anteriormente, se usa para la fabricación de multitud de
componentes, cuyos derivados principales son:

Polietileno: es de gran importancia en la vida diaria y se usa en gran variedad de objetos como
bolsas, juguetes, envases, etc. [2]
2

Dicloroetano: utilizado en la producción de cloruro de vinilo, que luego se usará para dar PVC.
[2]

Etilbenceno: usado mayoritariamente en la fabricación del estireno, el cual se usará para
formación de poliestireno, utilizado en la fabricación de envases y como aislante térmico y
acústico. [2]

Óxido de etileno: usado como intermediario en la fabricación de etilenglicol, el cual se usa como
anticongelante y disolvente en la industria de la pintura. [2]

Agente de maduración: las frutas y verduras son expuestas a una atmósfera en la que se
encuentra etileno y que produce un cambio de color, ablandamiento y, en algunos casos, mejoras
del sabor.[2]

Acetaldehído y acetato de vinilo: usados en la fabricación de pinturas, textil y papel. [2]

Etanol: en el caso de las refinerías de petróleo primero se obtiene el etileno y luego el etanol,
mediante un proceso de hidratación catalítica; aunque este etanol sólo representa en torno a un
5% del etanol fabricado mundialmente, dado que el 95% restante se fabrica mediante la ruta de
fermentación de azúcares. [8]
3
3 Rutas de producción de etileno
A continuación se presenta el proceso que existe convencionalmente para la obtención del etileno
proveniente del petróleo, y luego se hará una introducción del procedimiento que se usará en el
presente documento para la obtención del etileno a partir del etanol procedente de fermentación.
3.1. Producción de etileno en petroquímica
En la industria del petróleo, el etileno se forma mediante procesos petroquímicos de craqueo con
vapor de hidrocarburos (naftas, gasoil, etano, propano y butano). Además de etileno se forman otros
componentes de 3, 4 y 5 átomos de carbono; es decir, que el producto realmente son olefinas que
luego se ven sometidas a diversos procesos de separación muy complejos, los cuales se tratan
brevemente a continuación [3].
Figura 2. Diagrama de flujo de producción de etileno mediante naftas
1
Pirólisis: se realiza en un horno que debe operar a una temperatura superior a los 750ºC y en el
que se producirán las diversas reacciones de deshidrogenación, las cuales producirán la
formación de coque, que es indeseable. La alimentación, compuesta por los diversos compuestos
mencionados anteriormente, se precalienta, se vaporiza y se recalienta en la zona de convección
del horno, y posteriormente pasa por la zona de radiación, donde se producirán las reacciones de
deshidrogenación. Normalmente se utilizan hornos en paralelo debido a que la capacidad de
estos es limitada, siendo uno de ellos diferente para craquear el etano y el propano que se separan
4
en las unidades de fraccionamiento de colas. Esto se debe a que los hidrocarburos ligeros
requieren menores tiempos de residencia, temperaturas y relación vapor de agua/hidrocarburos.
La salida del horno se enfría rápidamente en una caldera de recuperación, en la cual se genera
vapor de agua, y se sigue enfriando hasta los 350ºC mediante intercambio con agua, aire o algún
compuesto refrigerante. [3]
2
Fraccionamiento primario: tras la pirólisis la corriente se somete a una destilación atmosférica,
separándose por el fondo un gasoil que se suele utilizar en el horno de la etapa anterior, mientras
que por cabeza sale gas de craqueo, naftas y agua, siendo estas dos últimas separadas en el
condensador de cabeza. [3]
3
Compresión: el gas, formado principalmente por etileno, hidrógeno y metano, sale del
fraccionamiento primario y se comprime en un compresor de 5 etapas con refrigeración
intermedia hasta la presión de 40 kg/cm2. En esta compresión se suelen eliminar los componentes
indeseados que lleva la corriente de gas de craqueo como la nafta, el agua, el H2O y el CO2. Tras
la última etapa de compresión el gas se trata con alúmina o con tamices moleculares para
eliminar el CO2 residual, de manera que el punto de rocío del gas sea inferior a los -100ºC. [3]
4
Fraccionamiento a baja temperatura: el gas se enfría y se hace pasar por una desmetanizadora
donde se separa el H2, CO y CH4. Después la corriente de fondo pasa a la desetanizadora, en la
que se separa por fondo una corriente que se envía a fraccionamiento a alta temperatura y por
cabeza etileno y acetileno, e inmediatamente pasa por el convertidor de acetileno, en el que el
acetileno se hidrogena selectivamente a etileno, debido a que la presencia de este componente en
el etileno es peligroso. Esta corriente se vuelve a enfriar y se pasa por el splitter de C2, del que se
obtiene por el fondo etano que se envía a la pirólisis y etileno de alta y baja pureza. [3]
5
Fraccionamiento a alta temperatura: Esta corriente pasa a la despropanizadora en la que se
separan los C3. Los componentes más pesados se separan a continuación en una fracción C4 y
C5. La fracción de C3 pasa a otro reactor de hidrogenación selectiva en la que se elimina el
metilacetileno. Los C3 pasan al splitter, donde se obtiene propileno y propano, y de la corriente
de C4 se separa el butadieno y el buteno. [3]
Los productos obtenidos en este proceso dependen mucho de la composición a la entrada, la cual
puede variar mucho las cantidades de las corrientes de los distintos hidrocarburos obtenidos.
3.2. Producción de etileno a partir de bioetanol
Éste es el tipo de producción en que se centra el presente trabajo. Este proceso es el mismo
independientemente de dónde provenga el etanol; la diferencia entre usar etanol de maíz o etanol de
caña de azúcar, por ejemplo, radica en que el maíz produce más etanol por tonelada que la caña de
azúcar. En cambio, por hectárea de cultivo el azúcar es más eficiente, produciendo más etanol que el
maíz; por lo tanto la utilización del maíz o la caña de azúcar depende de las condiciones de cultivo
del país en el que se encuentre la planta. [4]
En Brasil el etanol mayormente producido es el proveniente de la caña de azúcar, mientras que en
Estados Unidos el etanol más utilizado es el de maíz, y en el caso de España el bioetanol que se
produce proviene en un 95% de cereales (maíz y trigo mayoritariamente) y en un 5% de alcohol
etílico de vino. Las plantas de bioetanol en España son las reflejadas en la tabla 1[12].
5
Tabla 1. Plantas de producción de etanol en España [12]
3.2.1 Antecedentes de la producción de etileno a través de deshidratación de etanol
La primera planta comercial que produjo etileno a través de etanol fue construida y operada por
Elektrochemische Werke G.m.b.H en Bitterfield en Alemania en 1913. Era una planta que producía
muy poca cantidad de etileno en condiciones de reacción isotermas. Desde 1930 hasta la Segunda
Guerra Mundial las plantas de deshidratación de etanol eran la única fuente de etileno para la
fabricación de gas mostaza. [10]
El proceso mediante catalizadores de ácido fosfórico fue la base para la producción de etileno, el cual
era usado para producir polietileno en Inglaterra hasta 1951. Este catalizador tenía muchos
inconvenientes, como su baja productividad y su alta corrosión, pero aun así se usó, debido a que
generaba un etileno de alta pureza para la fabricación del polietileno. [10]
Durante la década de los 50, todo el etileno necesario para la producción de polietileno y otros
compuestos se empezaron a realizar mediante plantas de craqueo de petróleo. [10]
Desde entonces y hasta los años 80, Halcon/Scientific Direct, ICI, ABB Lummus, Petrobas, Solvay y
Union Carbide proyectaron y construyeron plantas de etileno a partir de etanol en India, Pakistán,
Australia, Perú y Brasil; las capacidades de estas plantas iban de las 3000 a las 30000 toneladas al
año. La planta más grande en esta época era la que operaba Salgema, la actual Braskem, y tenía una
capacidad de 100000 toneladas año. [10]
Durante los años 90, como resultado de la caída del precio del petróleo, todas estas plantas fueron
cerrando, excepto la de India, que es la única que actualmente sigue operando de aquella época. [10]
3.2.2 Situación tecnológica actual
Actualmente se está empezando de nuevo a utilizar esta ruta a nivel industrial, sobre todo en la zona
de Brasil. Los catalizadores utilizados suelen ser de base alúmina, pero se está investigando sobre
catalizadores alternativos que proporcionen temperaturas de reacción más bajas. [9]
La ventaja principal de esta ruta con respecto a la ruta a través del crudo es que el precio de venta no
depende en gran parte del precio del petróleo. Otra ventaja importante de este proceso es la reducción
en la producción del CO2. [9]
La desventaja principal del proceso es que depende del precio de la materia prima, ya sea la caña de
azúcar, el maíz u otro elemento fermentable que genere etanol. Esto quiere decir que depende de las
condiciones climatológicas del año de la cosecha, por lo que si el año ha sido malo en lo que se
refiere a la cosecha, subirá el precio del etanol y, por lo tanto, el margen de beneficio disminuirá.
Otra desventaja es la poca escala de producción que tiene esta ruta, ya que las grandes refinerías
6
pueden fabricar más de 1 millón de toneladas de etileno cada una, mientras que la que posee
Braskem llega solamente a 200000 toneladas. [9] Las plantas existentes o que se encuentran en
estado de construcción son las mostradas en la tabla 2.
Tabla 2. Plantas de producción de etileno a partir de etanol [13] [9] [34]
Localización
India
Brasil
Brasil
Taiwan
Brasil
China
China
China
Empresa
Comienzo
kt/año
Producto
Operando
India Glycols Limited
1989
135*
Bio-EG
Braskem
2010
200
Bio-PE
Solvay Indupa
2011
60
PVC
Greencol Taiwan
2011
100
Bio-EG
Bajo Construcción
Dow/mitui
2013
350
Bio-PE
Estado Desconocido
Yogan pharmaceuticas
2011
42*
Bio-EO
Jilin Bohai
2012
63*
Bio-EO
Heyang bio-ethanol CO.
2013
80*
Bio-EO
* Aquellas cuya capacidad van en función del producto
Biomasa
Melaza
Caña de azucar
Caña de azucar
Caña de azucar
Caña de azucar
-
3.2.3 Diagrama de bloques
La planta se divide en tres zonas, como se observa en la figura 3:

Etapa de preparación y reacción, en la cual se producirá la preparación y reacción del
etanol para formar agua y etileno, además de una gran variedad de componentes procedentes
de reacciones secundarias.

Etapa de recuperación de energía y acondicionamiento de la corriente de proceso
principal, cuya misión principal es la recuperación de calor a la salida del reactor, la cual se
aprovechará para su utilización en la etapa de preparación y reacción y para acondicionar la
corriente antes de su introducción a la etapa de separación.

Etapa de separación, en la que se eliminarán el agua y la mayor parte de los componentes
secundarios generados en la etapa de reacción.
Etanol
Etapa de preparacíón
y reacción
Etapa de
recuperación de
energía y
acondicionamiento de
la corriente de
proceso principal
Compuestos ligeros
Etapa de separación
Etileno
Compuestos pesados
Figura 3. Diagrama de bloques básico de una planta de producción de etileno a partir de etanol
Con esta forma de proceder se establece como objetivo la obtención de etileno con una pureza
superior al 99,5%.
7
3.2.4. Catalizadores
El mecanismo de reacción de deshidratación, representado en la figura 4, se realiza mediante un
catalizador ácido (H-A) en el cual el radical H del catalizador se une al grupo hidroxilo (-OH);
esto produce una inestabilidad en el grupo hidroxilo de la molécula de etanol y provoca que se
forme una molécula de agua. Posteriormente el catalizador que se encuentra como A- se une a un
hidrógeno del CH3 de la molécula de etanol, por lo que se rompe el enlace con el carbono y se da
lugar a la formación del etileno. [9]
Figura 4. Mecanismo de reacción
Uno de los principales problemas de esta ruta es la alta temperatura que necesita el reactor para que
se produzca la reacción de formación del etileno, lo que encarece los equipos y el coste de operación
de la planta. Por eso se han empezado a investigar modificaciones en diversos catalizadores como
alúminas, metales de transición, silicoaluminafosfato (SAPO), catalizador de zeolita HZSM-5, y
catalizadores heteropoliácidos. A pesar de que las modificaciones en estos catalizadores han
mostrado mejores rendimientos y temperaturas más bajas de reacción, la mayoría de ellos no se
encuentra aún disponible para su utilización a escala industrial. [9]
Tabla 3. Catalizadores para deshidratación catalítica de etanol [9] [16] [25] [26] [27] [28] [29] [30] [31]
Max
Catalizador selectividad
de etileno
Conversión Temperatura
del etanol
del reactor
Presión
LHSV(a)
WHSV(b)
GHSV(c)
Vida util/
estabilidad
Comentario
TiO2/
GammaAl2O3
99,40%
100%
360-500ºC
1,01325 bar
26-234 h-1 a
400 h/
Estable
Lab
0,5%La2%PHZSM-5
99,90%
100%
240-280ºC
1,01325 bar
2 h-1 b
Muy estable
Lab
HZSM-5
NanoCat
99,70%
100%
240ºC
1,01325 bar
1 h-1 b
630 h/ Muy
estable
Lab
Ag3PW12O4
99,20%
100%
220ºC
1,01325 bar
6000 h-1 c
Estabilidad
con un 9%
de humedad
Lab
TPAMCM-41
99,90%
98%
300ºC
-
2,9 h-1 b
Muy estable
Lab
STA-MCM41
99,90%
99%
250ºC
-
2,9 h-1 b
Estable
Lab
TRC-92
99%
70%
280ºC
-
2,9 h-1 b
Muy estable
Lab
Muy estable
Comercial
Syndol
99%
99,9%
450ºC
1,4-24 bar
-1 a
0,8-4,8 h
a liquid hourly space velocity (LHSV); b weight hourly space velocity (WHSV); c gas hourly space velocity (GHSV).
Viendo la tabla 3 se puede ver que los mejores catalizadores son los que se encuentran en fase de
laboratorio, por lo que se utilizará el catalizador comercial Syndol® Dehydration Catalysts.
8
Syndol es un catalizador basado en MgO-Al2O3/SiO2 [9] desarrollado por la empresa Halcon
SD; este catalizador es muy estable y tiene una larga duración (de 6 a 12 meses), por lo que no se
necesita disponer de un sistema de regeneración. [10]
Este catalizador proporciona una alta selectividad, típicamente del 97% en etileno para una
conversión por paso del 99% del etanol. [6]
3.2.5 Reacciones catalíticas
Una vez seleccionado el catalizador que se utilizará en la etapa de reacción, Syndol®
Dehydration Catalysts, se deben analizar las reacciones principales que ocurren en el mismo.
Las reacciones principales que se produzcan en la reacción dependerán en gran medida de la
temperatura a la que opere el reactor; para temperaturas entre 320-500ºC la reacción
predominante será la formación de etileno, C2H4 (Reacción 1). [5]
Reacción1. C2H5OH → H2O + C2H4 ∆Hf o = 45,03 kJ/mol
En el caso de que se trabaje con temperaturas de reacción entre 150-300ºC, las reacciones
predominantes serán las de formación de C2H4 y dietiléter, C4H10O, pero este componente puede
formar etileno en presencia del catalizador, por lo que el tiempo de contacto con el catalizador
hace que se convierta en un parámetro importante si se trabaja en este rango de temperaturas. [5]
Reacción 1. C2H5OH → H2O + C2H4 ∆Hf o = 45,03 kJ/mol
Reacción 2. 2 C2H5OH → H2O + C4H10O ∆Hf o = 484 kJ/mol
Para temperaturas superiores a 500ºC aparece la formación de acetaldehído, C2H4O, por lo que la
selectividad para el etileno se reduce. [5]
Reacción 3. C2H5OH → C2H4O + H2 ∆Hf o = 118,23 kJ/mol
Visto lo anterior es obvio que se operará a las temperaturas de reacción que garanticen que el
componente principal que se forme sea el etileno, es decir, a temperaturas comprendidas entre
320ºC y 500ºC. [5]
Como se comentó en el apartado 3.2.3 la etapa de reacción genera una gran variedad de
subproductos además de acetaldehído (C2H4O), dietiléter (C4H10O) e hidrógeno (H2), se produce
etano (C2H6), buteno (C4H8), propano (C3H6), metano (CH4), dióxido de carbono (CO2) y
monóxido de carbono (CO). Las reacciones estequiométricas que dan lugar a estos subproductos
son: [5]
Reacción 4. C2H5OH + H2 → C2H6 + H2O ∆Hf o = -91,17 kJ/mol
Reacción 5. 3 C2H5OH → 2 C3H6 +H2O ∆Hf o = 502,52 kJ/mol
Reacción 6. 2 C2H5OH → C4H8 + 2 H2O ∆Hf o = 1271 kJ/mol
Reacción 7. C2H5OH → CO + CH4 + H2 ∆Hf o = 49,63 kJ/mol
Reacción 8. C2H5OH + H2O → CO2 + CH4 + 2 H2 ∆Hf o = 8,43 kJ/mol
9
3.2.6 Tipos de reactores utilizados en la deshidratación de etanol
3.2.6.1 Reactores isotermos de lecho fijo
El proceso isotermo, representado en la figura 5, fue el más utilizado en la deshidratación del etanol
al nacer esta tecnología. Consiste en un lecho fijo multitubular donde el catalizador es introducido en
los tubos, mientras que el fluido caliente se mueve por el exterior, y cuya función es aportar calor a
la reacción endotérmica de transformación de etanol en etileno, manteniendo el catalizador a una
temperatura constante. [10]
Normalmente la temperatura de operación ronda entre los 330ºC
y 380ºC con un LHSV (Liquid Hour Space Velocity) de 0,2 a 0,4
h-1. La deposición de coque sobre el catalizador demanda una
frecuente regeneración con aire diluido en vapor. La conversión
de etanol se encuentra entre el 98- 99% con una selectividad para
el etileno de entre 95-99%. [10]
Para instalaciones de gran producción no es recomendable
utilizar este tipo de reactores debido a la gran dificultad que
entraña el control de la temperatura y que requeriría disponer de
múltiples reactores en paralelo. [10]
Figura 5. Reactor isotermo [14]
3.2.6.2 Reactores adiabáticos de lecho fijo
La tecnología adiabática para este proceso fue desarrollada en la década de los
70. El reactor se rellena con catalizador dispuesto de forma aleatoria, figura 6, y
el calor necesario para la reacción se obtiene gracias a un precalentamiento antes
del reactor. Suelen usarse tres o cuatro reactores adiabáticos en serie y entre cada
etapa de reacción es necesario volver a calentar la corriente. [10]
La introducción de vapor con el etanol favorece una menor producción de coque,
una mayor vida del catalizador y mejores rendimientos. [10]
Este método de reacción, al contrario que en el caso isotermo, puede usarse en
instalaciones de mayor escala. [10]
Figura 6.
Reactores de
lecho fijo [14]
3.2.3.3 Reactores adiabáticos de lecho fluidizado
El primer lecho fluidizado para deshidratación del etanol fue desarrollado en una planta piloto en los
años 70. Este proceso consigue una conversión muy alta con una alta selectividad. Sin embargo, no
se ha construido ninguna planta comercial para la producción de etileno con esta tecnología porque la
industria decidió rechazar la tecnología de deshidratación de etanol durante los años 90, debido a la
caída del precio del crudo comentada anteriormente. [10]
Los reactores de lecho fluidizado permiten un control óptimo de la temperatura y una mínima
producción de coque y de productos secundarios. A una temperatura de 400ºC la conversión del
etanol es del 99,5% y la selectividad de etileno alcanza el 99,9%. El calor necesario para la reacción
es aportado con la entrada de etanol y con la recirculación de catalizador desde el regenerador (figura
7). [10]
10
Figura 7. Reactor de lecho fluidizado [25]
11
4. Descripción del proceso
En esta parte del presente trabajo se comenzarán a describir en mayor profundidad los equipos que
forman parte de la planta estudiada de producción de etileno a partir de bioetanol. El diagrama de
flujo de la planta es el representado en la figura 8 en el cual la corriente principal, por la que circulan
el etanol y el etileno, se ve representada por la corriente coloreada de verde.
Horno generador de vapor
Etapa de preparación y reacción
Etapa de recuperación de
energía y acondicionamiento
de la corriente de proceso principal
Etapa de separación
Figura 8. Diagrama de flujo del proceso
12
4.1 Etapa de preparación y reacción
4.1.1 Etapa de preparación
Esta etapa preparatoria, representada en la figura 9, tiene como misión conseguir una temperatura y
presión adecuadas para que se produzca la reacción. Esta preparación puede realizarse de dos
maneras, dependiendo de cómo se suministre el bioetanol, el cual puede ser en forma gaseosa, en el
caso de que la planta se incorpore directamente a la planta de etanol, o en forma líquida, para el caso
en el que no se pueda disponer de forma gaseosa. En este caso el etanol se encuentra de forma
líquida. [5]
En ambos casos las condiciones de presión y temperatura 11 bar y 470ºC, las cuales son idénticas en
ambos procedimientos. Dado que nuestro procedimiento utiliza etanol líquido lo primero será elevar
la presión del etanol desde 1 bar hasta 11 bar. Una vez el fluido haya sido impulsado se introduce en
un evaporador el cual permite generar una corriente gaseosa de etanol en el punto de saturación. La
evaporación se consigue gracias a una corriente de vapor sobresaturado a una presión de 3 bar la cual
se genera en la etapa de recuperación de energía y acondicionamiento de la corriente de proceso
principal.
Tras la evaporación, el etanol se mezcla directamente con una corriente de vapor sobresaturado con
una relación 2:1 en peso, en función de la cantidad de etanol introducida [10]. Este vapor tiene una
presión de 11 bar y una temperatura de 647,86ºC; esta corriente se introduce para proporcionar calor
de forma directa mediante contacto directo y para disminuir la producción de coque producida por
las reacciones que ocurren sobre la superficie del catalizador, lo que favorece la vida útil del
catalizador [10].
Figura 9. Preparación del etanol
4.1.2 Etapa de reacción
En esta etapa es en la que ocurre la reacción de deshidratación catalítica de etanol a etileno y con la
formación de diversos productos indeseados (apartado 3.2.5). Esta parte del proceso está marcada
por el catalizador que se decida utilizar, ya que si el catalizador dispone de una desactivación baja se
utilizarán reactores de lecho fijo, mientras que si la desactivación es alta se deberá disponer de un
sistema de regeneración. Para la etapa de reacción se ha dispuesto de 4 reactores adiabáticos
tubulares de lecho fijo intercalados con un horno que devuelve la corriente a la temperatura necesaria
para llevar a cabo la reacción en el siguiente reactor. La utilización de 4 reactores se debe a que en el
caso de que se utilizasen 3 reactores estos deberían ser mucho más grandes, debido a la bajada de
temperatura a lo largo del reactor y la consiguiente bajada en la velocidad de reacción.
El uso de este tipo de sistema de reacción se debe a que el proyecto abarca una instalación con una
gran producción de etileno y, como se ha visto anteriormente, los reactores isotermos de lecho fijo no
son recomendables, debido al preciso control que se debe tener sobre la temperatura. Tampoco se
seleccionarán los reactores adiabáticos de lecho fluidizado debido a que estos no han sido usados a
escala industrial y, por lo tanto, no se encuentran tecnológicamente bien definidos para este proceso.
Las temperaturas elegidas para la reacción deben estar en el rango en el que da lugar la reacción de
formación de etileno; es decir, entre 500ºC y 320ºC. En nuestro caso la temperatura de entrada al
reactor se situará a los 470ºC
13
La presión a la cual trabaja el proceso puede variar ir de 1,4 bar a 24 bar, a medida que la presión
sube se produce que las conversión del etanol y la selectividad del etileno bajan siendo estas
diferencias mayores a menor temperatura. Por el contrario a medida que la presión es baja puede
provocar que la corriente no sea capaz de pasar por el lecho. Por todo eso se ha considerado que la
presión sea de 11 bar, la cual nos permite trabajar sin problemas.
Para la generación de calor en el horno se utilizará una mezcla de aire y gas natural. Para mejorar la
eficiencia y bajar el consumo de gas natural, se tiene un intercambiador de calor que precalentará el
aire de entrada a la caldera.
No será necesario utilizar ningún sistema de regeneración debido a la larga vida del catalizador, la
cual se ha considerado de 1 año. [16][10]
Figura 10. Sistema de reacción del etanol
4.2 Etapa de recuperación de energía y acondicionamiento de la corriente principal
de proceso
En esta etapa se recuperará la energía de la corriente que sale del último reactor. Para ello se
utilizarán 5 intercambiadores diferenciados en 3 bloques, según para lo que se utilicen, como se
muestra en la figura 11.
En el primer bloque se generará el vapor de baja presión que se utilizará para evaporar el etanol
anteriormente comentado, el segundo precalentará el agua que se introduce en los reactores y el
tercero enfriará la corriente de gas hasta una temperatura de 80ºC, la cual nos permite operar
correctamente en la torre de absorción física.

1º Bloque: está formado por tres intercambiadores, un precalentador que eleva la temperatura
del agua hasta el punto de saturación, un evaporador que provoca el cambio de fase de agua
saturada a vapor saturado y un sobre calentador que eleva la temperatura del agua hasta la
temperatura deseada. A este conjunto de intercambiadores se le conoce comúnmente como
caldera de recuperación de calor. En este bloque se generará un vapor sobresaturado una
presión de 3 bar y una temperatura de 300ºC, la cual se utiliza para generar evaporar el etanol
en la etapa de preparación (apartado 4.1.1).
14

2º Bloque: calienta agua para aprovechar la mayor cantidad de energía posible y así bajar la
energía que debe proporcionar la caldera y el consumo de gas natural.

3º Bloque: se enfría la corriente hasta una temperatura de 80ºC necesaria para operar
correctamente en la etapa de separación. En este equipo se producirá la condensación de
parte de la corriente, por lo que en el intercambiador se deberá extraer una corriente de vapor
y de líquido, dado que las tuberías no suelen trabajan con mezclas binarias gas-líquido. Para
el enfriamiento de la corriente se utilizará agua a 20ºC.
3º Bloque
1º Bloque
2º Bloque
Figura 11. Etapa de recuperación de energía y acondicionamiento de la corriente principal de procesos
4.3 Etapa de separación
En esta etapa se produce la separación de todos los componentes generados durante la etapa de
reacción y que deben eliminarse para obtener un etileno de calidad comercial, que suele tener una
pureza mayor del 99,5% en peso. Esta etapa está formada por una torre de absorción de platos, una
etapa de compresión, una torre de absorción con reacción química, una etapa de secado y una
columna de separación del etileno [5][16]
4.3.1 Torre de absorción física
En esta parte la corriente se introduce en una torre de platos que trabaja a 1 bar y cuya misión es
retirar la mayor parte del agua y el etanol, y en menos proporción de los componentes más pesados
(acetaldehído, dietiléter, propileno y buteno). Parte de esta corriente se envía a cabeza para ser
pulverizado, siendo la parte restante enviada a tratamiento de aguas; como se observa en la figura12.
[5]
Como objetivo para poder diseñar la torre se ha establecido una retirada de etanol de la corriente
principal del 95%
15
Figura 12. Torre de absorción de platos
4.3.2 Etapa de compresión
En esta etapa se comprime la corriente de etileno que sale de la torre de absorción física hasta
una presión de 30 bar; está formada por 3 etapas de compresión, como se muestra en la figura
13, cada una se compone de un compresor, un intercambiador y un separador flash para eliminar
el agua que tenga la corriente y que mediante la compresión pueda haber condensado. [5] [16]
El motivo por el cual se comprime la corriente se debe a que a mayor presión, mayor es la
temperatura de saturación; esto provoca que no se necesiten corrientes de refrigerante a muy baja
temperatura para poder separar los componentes en la etapa de destilación criogénica, consiguiendo
así que se reduzcan los costes.
Figura 13. Etapa de compresión
4.3.3 Torre de absorción
En esta torre se eliminarán el CO2 que contenga la corriente de etileno; para ello se utiliza una
disolución de NaOH y agua al 50% mediante la cual se producirá la formación de carbonato sódico y
la eliminación del CO2 de la corriente gaseosa. [16]
Reacción 9. 2 NaOH + CO2 → Na2CO3 +H2O ∆Hf o = -109,4 kJ/mol [33]
El equipo está formado por dos partes: una en la que se realiza la absorción química, y otra de lavado
del gas mediante platos con agua para poder eliminar el NaOH que pueda contener mínimamente la
corriente gaseosa y que tendría como efecto su solidificación en etapas posteriores lo que llevaría a
problemas de obstrucción en los equipos y tuberías.
Con este procedimiento se espera obtener una concentración de 10ppm de CO2.
16
Agua
Agua + NaOH
Figura 14. Torre de absorción química
4.3.4 Secador
El gas proveniente de la torre de absorción se enfría y se hace pasar por un tamiz molecular que
elimina totalmente el agua, ya que no puede pasar nada de agua a partir de este punto, dado que
si pasara agua ésta se congelaría y podría obstruir los tubos en la sección que opera a
temperaturas criogénicas aguas abajo.
Figura 15. Secado
4.3.5 Destilación criogénica de etileno
Este parte del proceso tiene como misión la separación de etileno, gases ligeros y compuestos
pesados. Este equipo trabaja a bajas temperaturas para permitir la eliminación total de los
compuestos pesados por fondo, y por cabeza se producirá una condensación parcial para provocar la
separación de los gases más ligeros (CO2 y H2). Con esta destilación se espera conseguir una
corriente de etanol con una pureza superior al 99,5%.
Figura 16. Columna de destilación
17
5. Simulación de la planta
Éste es el bloque en el que se centra el objetivo principal del proyecto y del cual se podrá conseguir
el diseño de sus equipos y los caudales, temperaturas, presiones y composiciones de las corrientes del
proceso.
Para la realización de este apartado se ha recurrido a dos programas informáticos. Uno de ellos es el
Aspen Plus 7.1 con el cual diseñamos la mayoría de equipos exceptuando los hornos y sus
recuperadores de calor; el otro es el Engineering Equation Solver (EES) con el diseñamos los hornos
y sus recuperadores de calor. Con estos programas se intentará definir de la mejor manera posible la
planta.
Para la simulación en Aspen Plus se ha utilizado el método termodinámico NRTL, apoyado en la ley
de Henry de los gases que se encuentren alejados de su punto crítico, dependiendo de la presión y
temperatura a la que trabajen los equipos.
El diseño de la planta se fija para una producción de etileno de 100000 t/año. El diagrama de flujo en
la simulación es:
Figura 17. Diagrama general del proceso en la simulación
18
5.1 Simulación de la etapa de preparación y reacción
En esta parte se simulará la bomba de etanol, el evaporador, el conjunto de reactores en serie y la
energía necesaria para el horno.
El etanol que se compra tiene una pureza del 93% p/p (siendo el 7% restante agua), y se encuentra en
forma líquida a una temperatura de 20ºC.
Figura 18. Simulación de la etapa de preparación y reacción.
Para empezar se establecerá que la presión de trabajo en los reactores será de 11 bar, por lo que la
bomba (BETANOL) deberá ser capaz de proporcionar esa presión [16]. Las pérdidas de carga a lo
largo de esta etapa se supone que son nulas. Además se asume que tanto la eficiencia hidráulica de la
bomba como la eléctrica del motor se asume se un 80%.
Una vez que se alcanza la presión deseada el etanol debe pasar a estado vapor; para ello se instalará
un evaporador (INT1). La energía necesaria para este proceso se aportará a través de un vapor a 3 bar
y una temperatura de 300ºC. Este evaporador se simulará con XHEAT y su opción shortcut, que
proporciona una estimación del área del intercambiador en función de un coeficiente de transferencia
de calor estimado, estos coeficientes fueron sacados del libro «Applied process design for chemical
and petrochemical plants» de Ludwig y Ernest E.
Tras la evaporación del etanol éste debe mezclarse con una corriente de vapor a una presión de 11
bar y una temperatura de 647ºC y con un caudal 2:1 en peso con respecto al etanol que se mete. Esto
se hace, como se comentó anteriormente, para reducir la producción de coque, el cual reduce la
actividad en el catalizador y, por tanto, su vida útil.
Para la simulación de los cuatro reactores adiabáticos (R1, R2, R3 y R4) se utiliza el modelo de
Aspen Plus RPLUG, el cual se asemeja a un reactor tubular en el cual se introduce la masa del
catalizador para ir obteniendo distintas conversiones para cada reactor. Para ello estableceremos que
todos los reactores deben salir a una temperatura similar y pasa ello iremos variando la masa del
catalizador hasta obtener la conversión deseada y que la temperatura a la salida de los reactores sea
similar. El establecer que el salto de temperatura sea el mismo en todos los reactores se establece
para que el horno H1 pueda operar de mejor manera.
Después de cada reactor la corriente saliente se lleva a un horno (H1, aunque en la simulación se
19
divide en tres: H11, H12, H13), donde se vuelve a elevar la temperatura hasta los 470ºC; el calor
necesario es calculado con un HEATER que nos proporciona la potencia útil que debe generar el
horno. El diseño del recuperador de calor del horno y el consumo de gas natural se hará con EES
utilizando balances de energía. La ecuación utilizada es:
(
)
Dónde:
QCB: Potencia aportado por el combustible (kW).
Qint: Potencia recuperada en intercambiador (kW).
Qutil: Potencia útil (kW).
Qperd: Potencia perdida por paredes (kW)
Qgases: Potencia de los gases a la salida del horno (kW).
mCB: Caudal de gas natural (kg/s).
PCI: Poder Calorífico Inferior (kJ/kg).
Rend: Rendimiento de la caldera.
Perd: Perdidas por paredes del horno se asume un 3% del PCI (kJ/kg).
mCB0: Caudal de gas natural para el caso de disponer de un recuperador de calor (kg/s).
mGC: Gases de combustión generados en el horno por kilogramo de gas natural (kg/kg).
mV: Vapor generado en el horno por kilogramo de gas natural (kg/kg).
CP,GC: Calor especifico de los gases de combustión (kJ/kg).
CP,V: Calor especifico del vapor (kJ/kg).
TG: Temperatura de los gases a la salida del horno.
TR: Temperatura de referencia (Se considera la temperatura ambiente del aire que son 25ºC).
La potencia recuperada en el intercambiador, Qutil, será calculada mediante el método DTML:
Dónde
F: Factor de corrección, se asume que su valor es 0,8.
U: Coeficiente de transferencia de energía (kW/m2·K).
A: Área del intercambiador (m2).
DTML: Diferencia de temperaturas logarítmica media (ºC).
En el horno H1 se asume que todo el gas natural reacciona para formar dióxido de carbono y agua, se
un rendimiento del 90%, que la temperatura de los gases a la salida es de 450ºC y la temperatura de
los gases de salida tras pasar por el intercambiador de calor es de 200ºC para favorecer su dispersión
a la salida de la chimenea. Además se considera que el poder calorífico inferior del gas natural es de
39900 kJ/kg [32]. Este horno ha sido diseñado de manera muy simple para hacer un cálculo
estimativo de los costes.
20
Como se puede ver en la figura 19, la curva de equilibrio (línea azul) es casi lineal para las
temperaturas en las que trabaja el catalizador, por lo que se puede asumir que la reacción es
irreversible.
Al disponer de poca información sobre la velocidad de reacción del catalizador (Syndol® Dehydration
Catalysts) en operaciones de deshidratación catalítica, se utilizará como velocidad de reacción el
modelo planteado para reacciones de deshidratación en catalizadores de ɣ-alúmina; esa velocidad de
reacción se modela como [18] [5]:
(
)
Dónde:
(-retanol): Velocidad de consumo del etanol (mol/hr)
Ea: Energía de activación (19701 cal/mol)
R: Constante universal de los gases (1,96 cal/mol·K)
T: Temperatura de reacción (K)
Este modelo fue recogido mediante pruebas en el laboratorio en las que se introducía etanol en un
pequeño reactor isotermo con ɣ-alúmina, por lo que se debe asumir que la masa de catalizador que se
calculará será inferior a la real dado que no se estima la hidrodinámica del proceso, aunque ésta
servirá para hacer una estimación del catalizador necesario.
Para modelar las reacciones secundarias se recurrirá en Aspen Plus a un reactor STROIC, en el que
se introducen las selectividades de estas reacciones encontradas en Maria Arvidsson & Björn Lundin,
«Process integration study of a biorefinery producing ethylene from lignocellulosic» y N. K. Kochar,
R. Merims and A.S. Padia, «Ethylene from ethanol». Una vez terminada la etapa de reacción la
corriente se hace pasar por una válvula que baja la presión hasta 1 bar.
A continuación se representan las rectas conversión acumulada-temperatura del tren de reacción
representadas en la figura 19.
8
Figura 19. Rectas de operación de los reactores conversión acumulada-temperatura.
21
Finalmente la conversión total es del 99.05% con una selectividad del etileno del 98,68%.
5.2 Etapa de recuperación de calor y acondicionamiento de la corriente de proceso
principal
La simulación de esta etapa proporcionará los tamaños de los equipos y las condiciones de las
corrientes de proceso. Todos estos equipos serán diseñados con XHEAT y shortcut.
En el primer bloque se establece que el vapor de baja presión (3 bar) sale del equipo a una
temperatura de 300ºC. Primero se establece que se impulsa el agua con una bomba (BOMB2) a una
presión de 3 bar. En el precalentador (INT5) se establece que el agua sale a temperatura de
saturación, en el evaporador (INT4) se produce la evaporación del agua y en el sobrecalendor (INT3)
se calienta el agua hasta los 300ºC. Esta corriente se lleva luego al INT1, donde evapora el etanol de
la entrada.
En el segundo bloque se establece la condición de que el gas de la corriente de proceso se enfría en el
intercambiador (INT6) hasta su punto de rocío. La corriente que se calienta es agua a una presión de
11 bar. Una vez se calienta el agua ésta se hace pasar por un horno (H2) que eleva su temperatura
hasta los 647ºC y luego se mezcla con el etanol evaporado en INT1. En el horno H2 el calor
necesario es calculado con un HEATER. El diseño del recuperador de calor del horno y el consumo
de gas natural se hará con EES de la misma manera que el horno de los reactores (apartado 5.1); para
el diseño de este equipo se establecen las condiciones de temperatura de los gases de combustión de
450ºC y una temperatura de gases a la salida del intercambiador de 200ºC. Este horno, al igual que el
horno que da calor a la corriente de proceso tras pasar por los reactores, ha sido diseñado de manera
muy simple para hacer un cálculo estimativo de los costes.
En el tercer bloque se establece que la temperatura de la corriente principal será de 80ºC. En este
intercambiador (INT7) se producirá la condensación de parte de la corriente, por lo que se generan
dos corrientes: una de gas y otra de líquido. Esta forma de operar se debe a que se genera una
corriente con mucha energía residual; además, el introducir la corriente sin enfriar en la torre de
absorción de platos implica que la altura del mismo será muy alta, al igual que el caudal que se
recircula. En Aspen esta parte del proceso se simulará mediante un intercambiador y un flash.
Figura 20. Simulación etapa de recuperación de calor y acondicionamiento de la corriente principal
22
5.3 Etapa de separación
Esta es la etapa más importante, ya que gracias a ella se define la pureza que tendrá la corriente de
etileno final. Como ya se comentó anteriormente esta etapa está formada por varios equipos.
5.3.1 Torre de absorción física
Ésta es la etapa en la cual se separa la mayor parte del agua y gran parte del etanol, se establece como
objetivo una separación de etanol del 95%. Como absorbente se usará parte de la corriente que se
recoge en fondo que en su mayoría es agua. La torre de absorción de platos (TORREABS) se modela
en Aspen con RadFrac.
Figura 21. Simulación torre absorción de platos
Para el diseño de este equipo se necesitará el número de etapas teóricas, la eficiencia de los platos y
el diámetro de columna.
Para el cálculo del número de etapas recurriremos al método de Kremser; este método se basa en la
estimación del número de platos mediante dos factores [19]. Primero lo que debe calcular es el
caudal mínimo de agua definido por:
Donde Kk es el coeficiente de reparto del etanol, Vin es el caudal molar total en forma de gas que se
introduce en la torre y (1-ΦA) es la fracción de etanol que se quiere eliminar es decir 0,95. El
coeficiente de reparto, Kk, fue extraído de Aspen utilizando cogiendo un valor intermedio entre la
temperatura de entrada y salida del gas; realizando esto obtenemos un valor para Kk de 5,4. Por lo
tanto el caudal mínimo de la torre es 72300 kg/h.
Una vez hecho esto se establece que la corriente de líquido que se mete por cabeza será de 1,5 veces
el caudal mínimo [19].
Una vez calculado el caudal mínimo nos disponemos a calcular el número teórico de etapas de
separación. Para ello calculamos el factor para absorbedores, Ae, cuya expresión es la siguiente:
23
Con este factor y el valor de ΦA, que es de 0,05, se utiliza la gráfica de Kremser y se obtiene como
resultado que el número teórico de platos es 7.
De manera analítica se puede realizar mediante la siguiente expresión.
El siguiente paso en el diseño de la torre corresponde al cálculo de la eficiencia de los platos, por lo
que recurriremos a la correlación de O´Connel para absorbedores cuya expresión es la siguiente
[20]:
[
]
[
]
Dónde:
H: Constante de la ley de Henry (Nm-2/fracción molar)
3
ρs: Densidad del disolvente (kg/m )
P: Presión total, (N/m2)
µs: Viscosidad del disolvente (mNs/m2)
Ms: Peso molecular del disolvente
K: Constante de equilibrio para el soluto
Una vez calculado el valor de x se utiliza la gráfica representada en la figura 22 [20] y se obtiene
como resultado una eficiencia del 40% por plato.
Figura 22. Eficiencias de una columna de absorción según O´Connell [19]
Para el diseño del diámetro de la torre recurriremos a la correlación de Fair, la cual se basa en el
cálculo de velocidad de inundación de la torre, para ello se utiliza la siguiente ecuación [20]:
24
√
Donde K1 (m/s) es una constante sacada de la correlación de la gráfica de Fair (figura 23), usando el
parámetro de carga, FLV, y de la distancia entre platos 0,6 m:
√
Figura 23. Correlación gráfica de Fair [20]
.
Una vez se obtenga la velocidad de inundación, uf, para el cálculo del diámetro se utiliza un 80% de
la velocidad de inundación del plato y con ello calculamos el área activa de la torre; para el cálculo
del área total se asume que los dos bajantes del plato ocupan un 10% del área total cada uno, y con
esta área total ya se calcula el diámetro de la torre. Esta correlación se encuentra en Aspen Plus y
proporciona el diámetro por plato que tiene la torre, en la tabla 4 se reflejan los cálculos obtenidos
por plato.
Tabla 4. Cálculos hidráulicos por platos
Plato
1
2
3
4
5
6
7
Diámetro(m) Área total (m2) Área activa (m2) Área bajante (m2)
1,657
1,742
1,904
2,042
2,1
2,117
2,238
2,156
2,383
2,847
3,275
3,464
3,52
3,934
1,725
1,907
2,278
2,62
2,771
2,816
3,147
0,431
0,477
0,569
0,655
0,693
0,704
0,787
Por lo tanto concluimos que nuestra torre será de 18 platos con un diámetro de 2,238 m y una altura
entre platos de 0,6 m.
25
5.3.2 Compresores
La misión de los compresores (C1, C2 y C3) es aumentar la presión, con la compresión se provoca
que las temperaturas de saturación de los componentes suban y por lo tanto no se necesitará en las
etapas posteriores un alto consumo en la refrigeración.
Figura 24. Simulación etapa de compresión
Esta etapa se modela en Aspen de tal manera que después de cada compresor hay un intercambiador
de calor (INT8, INT9 y INT10), que trabaja con agua a 20ºC para conseguir que la temperatura de
salida del gas sea de 30ºC. Después del intercambiador se introduce un separador flash donde se
produce una condensación de parte de la corriente que debe ser eliminada.
El compresor modelado es isentrópico con un rendimiento isentrópico y mecánico de 0,75 y 0,95
respectivamente.
La corriente se eleva a una presión de 30 bar con un ratio de 3,1 por compresor. Los
intercambiadores se modelan con XHEAT y shortcut y coeficientes de transferencia de calor sacados
de «Applied process design for chemical and petrochemical plants» de Ludwig y Ernest E.
5.3.3. Torre de absorción química
En esta torre se produce la eliminación del CO2. Este equipo se divide en dos partes, en una parte se
produce la eliminación por reacción química y en la otra se produce un lavado de la corriente de gas
con agua.
Debido a la dificultad que supone hacer este equipo en Aspen se simulará mediante un modelo de
Aspen llamado Sep (ABSQUIM). Este modelo se basa simplemente en especificar que componentes
salen por cada corriente.
26
Figura 25. Simulación torre absorción química
5.3.4 Secador
Este equipo se simulará mediante Sep (SECADOR) dado que no es un equipo que represente un gran
coste dado que el porcentaje de agua que queda en la corriente tras los procedimientos anteriores es
muy pequeño.
La simulación consiste en decir que separa el agua completamente de la corriente gaseosa quedando
esta sin agua.
Figura 26. Simulación secador.
5.3.5 Torre de destilación criogénica
En este equipo, modelado con Sep (DESTILA), se separa los componentes pesados de los ligeros.
Antes de entrar en este equipo la corriente se enfría hasta el punto de rocío en un intercambiador
(INT11) según el método Peng-Robinson dado que el NTRL no es nada útil para estas condiciones.
Debido a la complejidad del equipo este se diseña en función de las temperaturas de saturación de los
distintos componentes a 30 bar, es decir estableciendo las condiciones de 30 bar y -9ºC vemos que
compuestos deben estar en forma líquida y cuales en forma gaseosa. Por lo tanto las corrientes 39 y
40 son las que salen por cabeza siendo la corriente 39 aquella que corresponde a la corriente de
venteo (ver figura 16).
Esta suposición no es totalmente cierta para el etano el cual tiene un temperatura de saturación
cercana a la de etileno y por lo tanto parte ira por cabeza junto con el etileno, por lo tanto viendo esto
se asume que un 20% del etano se irá por cabeza
Por lo que se establece que por cabeza saldrá metano, hidrógeno, monóxido de carbono, etano y
etileno; siendo el metano, hidrógeno y monóxido de carbono los más ligeros los cuales salen por
venteo una vez se realiza la condensación en cabeza. Por fondo salen acetaldehído, etanol, etano,
buteno y propileno.
Una vez tenemos establecidas las corrientes es necesario determinar las temperaturas de estas por lo
27
tanto utilizaremos dos columnas de separación flash (FLASH5 y FLASH6) especificando que estas
corrientes se encuentran en punto de burbuja.
Figura 27. Simulación destilación criogénica
Tras todos procedimientos se obtiene un etileno con una pureza del 99,95% molar siendo el
componente restante en etanol, 0,05%. También en la corriente 40 va el CO2 que no pudo retirarse en
el absorbedor químico, 10 ppm.
5.4 Resumen de la simulación
En este apartado se recoge los distintos modelos de todos los equipos que se han empleado en Aspen
Plus. De esta manera se observa de manera más rápida los procedimientos utilizados en la
simulación de la planta.
Equipo
Especificación
Datos para el modelo
BETANOL
Modelo: PUMP
Tipo: Centrifuga
Presión de descarga: 11 bar
Eficiencia hidráulica: 80%
Eficiencia mecánica: 80%
BOMB1
Modelo: PUMP
Tipo: Centrifuga
Presión de descarga: 11 bar
Eficiencia hidráulica: 80%
Eficiencia mecánica: 80%
BOMB2
Modelo: PUMP
Tipo: Centrifuga
Presión de descarga: 3 bar
Eficiencia hidráulica: 80%
Eficiencia mecánica: 80%
TORREABS
Modelo: RADFRAC
Cálculo: Equilibrio
Se establece una recuperación de etanol del 95%
Presión de la columna: 1 bar
Separación entre platos: 0,6 m
28
Modelo: SEP
Se establece que por la corriente 35 salen 10 ppm
de CO2
P= 30 bar
Modelo: SEP
Se establece que en la corriente 36 sale todo el
agua que contuviese la entrada gaseosa
P= 30 bar
DESTILA
Modelo: SEP
Se establece que en la corriente 39 sale todo el
CH4, CO y H2; en la corriente 40 sale todo el
etileno, un 20 % de etano y 10 ppm de CO2
P= 30 bar
INT1
Modelo: XHEATER
Tipo: SHORTCUT
Condición: Corriente 3 en punto de rocío
U= 0,567 kW/(m2K)
F=0,8
∆P= 0 bar
INT2
Modelo: XHEATER
Tipo: SHORTCUT
Condición: Corriente REC6 a 50ºC
U= 0,454 kW/(m2K)
F=0,8
P= 0 bar
INT3
Modelo: XHEATER
Tipo: SHORTCUT
Condición: Corriente REC4 a 300ºC
U= 0,056 kW/(m2K)
F=0,8
∆P= 0 bar
INT4
Modelo: XHEATER
Tipo: SHORTCUT
Condición: Corriente REC3 en punto de rocío
U= 0,17 kW/(m2K)
F=0,8
∆P= 0 bar
INT5
Modelo: XHEATER
Tipo: SHORTCUT
Condición: Corriente REC2 en punto de burbuja
U= 0,056 kW/(m2K)
F=0,8
∆P= 0 bar
INT6
Modelo: XHEATER
Tipo: SHORTCUT
Condición: Corriente 16 en punto de rocío
U= 0,056 kW/(m2K)
F=0,8
∆P= 0 bar
INT7
Modelo: XHEATER
Tipo: SHORTCUT
Condición: Corriente 6 a 80ºC
U= 0,45 kW/(m2K)
F=0,8
P= 0 bar
INT8
Modelo: XHEATER
Tipo: SHORTCUT
Condición: Corriente 26 a 30ºC
U= 0,056 kW/(m2K)
F=0,8
∆P= 0 bar
ABSQUIM
SECADOR
29
INT9
Modelo: XHEATER
Tipo: SHORTCUT
Condición: Corriente 29 a 30ºC
U= 0,056 kW/(m2K)
F=0,8
∆P= 0 bar
INT10
Modelo: XHEATER
Tipo: SHORTCUT
Condición: Corriente 32 a 30ºC
U= 0,056 kW/(m2K)
F= 0,8
∆P= 0 bar
INT11
Modelo: HEATER
Se establece que la corriente 38 salga en su punto
de rocío
INTABS
Modelo: HEATER
Se establece que la corriente 23 tenga una
temperatura de 20ºC
R1
Modelo: RPLUG
Tipo: Adiabático
Se establece una masa de catalizador de 935 kg
∆P= 0 bar
R2
Modelo: RPLUG
Tipo: Adiabático
Se establece una masa de catalizador de 970 kg
∆P= 0 bar
R3
Modelo: RPLUG
Tipo: Adiabático
Se establece una masa de catalizador de 995 kg
∆P= 0 bar
R4
Modelo: RPLUG
Tipo: Adiabático
Se establece una masa de catalizador de 1025 kg
∆P= 0 bar
RSTOIC
Modelo: RSTOIC
H11
Modelo: HEATER
Se establece que la corriente 6 tenga una
temperatura de 470ºC.
H12
Modelo: HEATER
Se establece que la corriente 8 tenga una
temperatura de 470ºC
H13
Modelo: HEATER
Se establece que la corriente 10 tenga una
temperatura de 470ºC
H2
Modelo: HEATER
Se establece que la corriente GENVAP4 tenga una
temperatura de 647,86ºC
C1
Modelo: COMPRESSOR
Tipo: Isentrópico
Presión de descarga de 3,11 bar
Eficiencia Isentrópica: 75%
Eficiencia mecánico: 95%
C2
Modelo: COMPRESSOR
Tipo: Isentrópico
Presión de descarga de 9,65 bar
Eficiencia Isentrópica: 75%
Eficiencia mecánico: 95%
C3
Modelo: COMPRESSOR
Tipo: Isentrópico
Presión de descarga de 30 bar
Eficiencia Isentrópica: 75%
Eficiencia mecánico: 95%
30
6. Viabilidad económica de la planta
En este capítulo se estudia la viabilidad económica de la planta, para ello se analizará el coste de
la planta mediante el valor presente neto (VPN) de la planta. Se realizará un estudio en función
de los precios del etileno y del etanol para ver cómo afecta el precio de estos componentes a la
viabilidad económica de la planta estos datos son los mostrados en la tabla 5 [23] [24].
Tabla 5. Precios etanol y etileno
Precio etanol €/kg
0,85
0,80
0,75
0,70
0,65
0,60
0,55
0,50
Precio etileno €/kg
1
1,1
1,2
1,3
1,4
1,5
En este análisis económico se establece que la planta trabaja durante 344 días al año, es decir,
8256 horas. Se asume una tasa impositiva del 30%, así como un 10% del coste capital y una
prima de riesgo del 3%. La vida útil de la planta serán 20 años con un año para la construcción
de la misma y la depreciación del coste de la planta se hará de manera lineal a un plazo de 10
años.
6.1 Metodología
6.1.1 Costes de instalación
Para evaluar los costes de instalación recurrimos al método de Guthrie proporcionado por
fuentes bibliográficas [19] [21], del cual se extrae los costes bases de los todos los equipos
diseñados y sus correcciones por presión, temperatura y material.
Los costes de instalación son dados en dólares y por lo tanto se debe cambiar a euros para ello se
establece que el cambio de dólares americanos a euros es 0,899€/$ americanos tomados a día 1
de julio de 2015.
En los equipos no diseñados rigurosamente se asume que el precio de la torre de absorción
química es el mismo que el precio de la torre de absorción de platos y para la torre de destilación
de etileno se asume que el coste de este es 10 veces el precio de la torre de absorción de platos.
Las ecuaciones que modelan los costes de instalación son las siguientes:
31

Intercambiadores, recipientes, torres y bombas:
Tabla 6. Factores de corrección para intercambiadores, recipientes y bombas
Intercambiadores
Recipientes horizontales
Recipientes verticales
Bombas centrífugas

B1
B2
FP
1,63
1,49
2,25
1,89
1,66
1,52
1,82
1,35
1
1
1
1
FM
Carbon Steel Stainless Steel
1,4
3
1
3
1
3
1
4
Compresores:
Tabla 7. Factor de modulo desnudo para compresores
Compresores

FBM (Carbon Steel)
2,75
Hornos:
Tabla 8. Factores de corrección para hornos
Hornos
FBM (Stainless Steel)
2,25
FP
1
FT
1,1
Dónde:
CBM: Coste del equipo aplicando el factor de módulo desnudo
CP0: Coste base del equipo
FBM: Factor de módulo desnudo
B1, B2: Constantes aplicadas al factor de módulo desnudo
FM: Factor de corrección por material
FP: Factor de corrección por presión
FT: Factor de corrección por temperatura
Los costes generados a partir de estas ecuaciones han de actualizarse ya que se encuentran a
coste del año 2001 cuyo CEPCI es de 397 y se actualizan a 2014 con un valor de 575 [26].
32
Uno de los factores más importantes que determina el coste de un equipo es el material del que
está construido. Debido a que a medida que la temperatura aumenta los materiales aguantan
soportan menos la tensión y pueden llegar a romperse, por ello recurrimos a bibliografía [21]
donde en ellas se puede ver que los aceros al carbono a partir de los 450ºC bajan mucho su
resistencia máxima. En cambio en los aceros inoxidables, exceptuando el acero inoxidable 410,
todos aguantan mejor la temperatura. Por ello y según la simulación realizada los hornos H1y
H2, junto con sus recuperadores de calor, y los reactores R1, R2, R3 y R4 se asumen que son
equipos que necesitan un acero inoxidable 304 para poder aguantar las temperaturas de
operación. Todos los demás equipos se asumen que son de acero al carbono 55.
También se asume que el coste del terreno será un 10% del coste total de los equipos. Por lo
tanto el coste de instalación será:
6.2. Costes anuales de operación
Los costes de operación incluyen el consumo de gas natural, agua, electricidad y etanol que
requieren nuestra planta para que opere correctamente. Se estima un precio del gas natural de
2.98€/GJ que es el precio medio que suele tener [22], el coste del agua es de 1,548 €/tn [8], la
electricidad tiene un coste de 0,06€/kW [21] y para el catalizador tenemos que el coste de
operación es 6,9 €/t de etileno [5].
También se hará el coste de refrigerar el intercambiador de la torre de absorción (INTABS) con
refrigerante a -10ºF el cual tiene un valor de 4,14 €/GJ [19]. El coste de operación de enfriar la
corriente 38 hasta vapor saturado con un refrigerante a -30ºF (coste refrigeración criogénica)
tiene un precio de 5.94 €/GJ [19].
6.3 Análisis de costes
6.3.1 Estudio del valor presente neto (VPN)
Se basa en la acumulación de los flujos de cajas actualizados que permiten ver el momento de
entrada y salida de dinero del proyecto. Se mide en un tiempo limitado y consiste en varios
parámetros:

Ingresos: en nuestro caso solo estimamos la venta de la corriente de etileno

Gastos: aquí se tienen en cuanta todos los gastos de costes anuales de operación

Depreciación: Es la pérdida de valor de los activos fijos, es decir de los edificios e
infraestructuras. Esta se hará linealmente a 10 años.

Beneficios antes de impuestos: son los beneficios que genera la planta a lo largo de un
ejercicio.
33

Impuestos: es el porcentaje que recauda el estado por el beneficio de nuestras actividades. En
este caso será de un 30%

Beneficios después de impuestos: es el beneficio que se obtiene tras pagar impuestos.

Flujo de caja: representa el resultado del ejercicio una vez se han realizados todos los
descuentos.

Flujo de caja actualizado: representa el flujo de entrada de dinero actualizado al año en el que
se ejecuta el proyecto, para ello se utiliza el coste capital de afrontar la inversión.

Valor presente neto: es la suma de todos los flujos actualizados desde el inicio de la
construcción de la planta hasta que esta termina su vida útil.
34
7. Resultados y conclusiones
Una vez terminada la simulación junto con la parte económica se analizará la economía del
proceso. Los tamaños de los equipos principales diseñados y los caudales principales de la planta
se recogen en el anexo I y anexo II.
7.1 Costes de instalación total
Una vez se obtiene los datos necesarios de los equipos para utilizar las correlaciones calculamos
el coste total de instalación de la planta, estos costes se reflejan en la tabla 9.
Tabla 9. Coste de equipos
Coste Equipos
Coste base(k$)
CEPCI(k$)
Coste Equipos (k€)
4,18
4,96
2,440
6,05
7,18
3,53
17,57
20,86
10,26
28,17
14,15
40,80
20,48
148,83
18,35
148,83
2232,51
23,93
20,39
22,70
33,40
29,09
58,33
91,57
41,53
40,75
38,84
26,93
94,26
34,66
29,53
32,88
48,38
42,13
84,49
132,62
60,15
59,01
56,26
39,01
136,53
122,81
104,65
116,53
171,43
149,29
299,39
469,97
213,15
209,13
199,35
231,12
808,79
10,37
15,14
82,10
Bombas
BETANOL
BOMB1
BOMB2
Torres
TORREABS
PLATOS TORREABS
ABSQUIM
DESTILA
Intercambiadores
INT1
INT2
INT3
INT4
INT5
INT6
INT7
INT8
INT9
INT10
RECHORNO1
RECHORNO2
Reactores
R1
35
R2
R3
R4
10,51
10,61
10,74
15,33
15,48
15,67
83,14
83,93
85,01
581,67
3656,88
842,47
5296,49
1698,83
10680,31
175,01
170,99
170,26
253,47
247,66
246,60
624,71
610,39
607,76
5,37
7,78
20,25
2,02
Hornos
H1
H2
Compresores
C1
C2
C3
Coste total (M€)
Coste terrenos (M€)
22,27
CTI (M€)
Como podemos ver el coste total de los equipos de la planta es de 20,25 millones de euros y
siendo el coste del terreno un 10% del coste total de los equipos se establece que el coste total de
instalación es 22,27 millones de euros.
7.2 Costes de operación
Los costes de operación anual de la planta para un precio de etanol típico de 0,6 €/kg son:
Tabla 10. Costes de operación anuales.
Catalizador (M€/año)
Consumo electricidad (M€/año)
Consumo de agua (M€/año)
Consumo de gas natural (M€/año)
Coste refrigeración TORREABS (M€/año)
0,69
0,81
1,75
4,94
0,59
Coste refrigeración criogénica (M€/año)
Consumo de etanol (M€/año)
0,08
108,46
El coste total de estos servicios es 117,34 millones de euros anuales.
7.3 Estudio de viabilidad
En el estudio de viabilidad se estima un precio de venta del etileno de 1,3 €/kg por lo que
obtendremos unos ingresos de 130 millones de euros anualmente. Con este precio del etileno se
realiza el análisis de los flujos de caja y se obtiene la gráfica representada en la figura 28 de los
flujos de caja acumulados.
36
50
40
VAN (MM€)
30
20
10
0
-10
0
5
10
15
20
-20
-30
AÑOS
Figura 28. Flujo de caja acumulado
Observamos en la figura 28, que el plazo de recuperación de la planta es de unos tres años y
obteniendo un VAN de 43,30 millones de euros por lo que la planta es rentable para estos
precios. Esta inversión es para un precio fijo de etileno, pero este precio no es fijo ya que
depende del precio del petróleo y por lo tanto el precio del etileno cambia a lo largo del año. A
continuación en la tabla11 se recoge el VPN de la planta en función de los precios de etanol y de
etileno.
Tabla 11. Variación del VPN en función del precio del etanol y etileno
Precio etanol
(€/kg)
Precio etileno (€/kg)
0,85
0,80
0,75
0,70
0,65
0,60
0,55
0,50
1
-461,52
-398,03
-334,53
-271,04
-207,54
-144,05
-80,56
-17,42
1,1
-391,27
-327,78
-264,28
-200,79
-137,30
-73,80
-11,12
33,84
1,2
-321,02
-257,53
-194,04
-130,54
-67,05
-5,87
38,57
83,02
1,3
-250,78
-187,28
-123,73
-60,30
-1,15
43,30
87,75
132,19
1,4
-180,53
-117,04
-53,54
3,58
48,03
92,47
136,92
181,36
1,5
-110,28
-46,79
8,31
52,75
97,20
140,65
186,09
230,54
Como se ve pequeños cambios en precio del etileno provocan que se pase de perder dinero a
obtener grandes beneficios. Esto se debe a que el precio más relevante es el precio del etanol.
7.4 Conclusiones
Para concluir cabe decir que el precio de instalación planta es bajo con respecto a la cantidad de
etileno que se produce, esto se debe a que varios equipos no se han diseñado de manera rigurosa y
por lo tanto sus precios son estimativos.
Otros de los aspectos a observar es que las temperaturas a las que se producen las reacciones son
37
altas y actualmente se están desarrollando catalizadores que son activos a una menor temperatura y
por lo tanto se generarán menores costes en los costes de instalación y de operación; esto provocará
que en unos años estas plantas serán más rentables y modernas dado que esta forma de producción
se ha vuelto a investigar recientemente y actualmente se están desarrollando tanto los nuevos
catalizadores como nuevas forma de producir.
Otro factor a tener en cuenta es que el etileno es un producto intermedio lo que significa que la
mayoría de las plantas de este tipo se utilizan con otra planta más para producir los diversos
compuestos como el polietileno y el óxido de etileno.
Uno de los problemas que generara estas producciones es que si se construyen muchas instalaciones
se provocará que el precio de los alimentos suba.
38
8. Bibliografía
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ether, diethyl ether & ethylene from alcohols over tungstophosphoric acid based mesoporous
catalysts», Middle East Technical University and Gazi University, Turkey, 2012.
[30] Dilek Varisli, Timur Dogu & Gulsen Dogu, «Silicotungstic Acid Impregnated MCM-41-like
Mesoporous Solid Acid Catalysts for Dehydration of Ethanol», Middle East Technical University
and Gazi University, Turkey, 2008.
[31] Dilek Varisli, Timur Dogu & Gulsen Dogu, «Petrochemicals from ethanol over a W–Si-based
nanocomposite bidisperse solid acid catalyst», Middle East Technical University and Gazi
University, Turkey, 2009.
[32] Xarxa Telemàtica Educativa de Catalunya.
[33] Frank Zeman, «Energy and Material Balance of CO2 Capture from Ambient Air», Colombia
University, 2007.
[34] www.icis.com
40
ANEXO I: LISTA Y HOJAS DE DATOS DE EQUIPOS

Bombas:
BETANOL
BOMB1
BOMB2

Presión de
entrada (bar)
Presión de
descarga (bar)
Potencia
fluido (kW)
Rendimiento
mécanico
Rendimiento
de la bomba
Potencia (kW)
Centrífuga
Centrífuga
Centrífuga
1
1
1
11
11
3
7,45
11,32
1
0,8
0,8
0,8
0,8
0,8
0,8
11,64
17,69
0,92
Material
CS-55
CS-55
CS-55
Compresores:
C1
C2
C3

Modelo
Modelo
Ratio de
presión
Presión de
entrada (bar)
Presión de
descarga
(bar)
Potencia fluido
(kW)
Rendimiento
isentrópico
Rendimiento
mecánico
Potencia
requerida
(kW)
Material
Isentrópico
Isentrópico
Isentrópico
3,10723
3,10723
3,10723
1
3,10723
9,65489
3,10723
9,65489
30
517,384
521,91
516,856
0,75
0,75
0,75
0,95
0,95
0,95
544,62
549,38
544,06
CS-55
CS-55
CS-55
Intercambiadores
INT1
INT2
INT3
INT4
INT5
Q (kW)
Área (m2)
DTLM (ºC)
7637,31
1132,44
993,30
6644,91
1130,67
104,41
63,47
89,69
233,70
171,78
128,83
39,27
195,03
166,92
115,92
41
U
(kW/(m2K))
0,567
0,454
0,056
0,17
0,056
F
Material
0,8
0,8
0,8
0,8
0,8
CS-55
CS-55
CS-55
CS-55
CS-55
INT6
INT7
INT8
INT9
INT10
INT11
INTABS
RECHORNO1
RECHORNO2

3261,11
28151,40
553,44
572,66
533,40
473,56
4828,11
765,40
7172,00
651,50
1283,88
360,72
264,32
246,37
142,70
1337,00
CS-55
CS-55
CS-55
CS-55
CS-55
SS-304
SS-304
L (m)
7,34
7,7
7,8
8,1
D (m)
0,5
0,5
0,5
0,5
Wcat (kg)
935
970
995
1025
Material
SS-304
SS-304
SS-304
SS-304
Torre de platos
Nº etapas
teoricas
7
TORREABS

0,8
0,8
0,8
0,8
0,8
0,8
0,8
0,056
0,45
0,056
0,056
0,056
0,05
0,05
Reactores
R1
R2
R3
R4

88,17
48,27
27,02
38,15
38,12
134,10
134,10
Eficiciencia de
plato (%)
40
Nº etapas
reales
18
Tipo de
plato
Perforado
Diámetro (m)
Material
2,24
CS-55
Hornos
H1
H2
Q (kW)
Rendimiento
4140
45662
90
90
Caudal gas
natural (kg/s)
0,14
1,3
42
Caudal aire
(kg/s)
2,33
21,83
Material
SS-304
SS-304
ANEXO II: LISTA Y HOJAS DE DATOS DE
CORRIENTES
C2H2
C4H2
C5H2
H2
GENVAP4
GENVAP3
ENF1
C3H2
C1H2
REC5
REC1
REC6
REC7
INT2
BOMB2
ENF2
C2H1
C4H1
C5H1
ENF3
FLASH1
REC3
R1
2
5
3
12
H1
C3H1
4
INT1
1
R2
6
BETANOL
REC2
14
13
INT3
INT4
15
GENVAP2
18
17
INT7
ENF4
BOMB1
RSTOIC
R3
8
INT6
INT5
111
7
16
GENVAP1
9
19
REC4
C1H1
R4
10
11
ENF5
ENF9
FLASH4
32
FLASH2
25
24
TORREABS
C1
ENF6
INTABS
20
26
INT8
23
ENF7
28
22
21
C2
27
31
C3
ENF10
39
FLASH3
ABSQUIM
30
SECADOR
35
29
INT9
WC3
INT10
WC1
33
WC2
34
ENF8
43
37
DESTILA
38
INT11
36
40
41
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
442,01
85,08
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
442,01
85,08
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
442,01
85,08
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
442,01
2345,73
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
337,59
2450,16
104,43
0
0
0
0
0
0
0
0
0
337,59
2450,16
104,43
0
0
0
0
0
0
0
0
0
230,4
2557,35
211,61
0
0
0
0
0
0
0
0
0
230,4
2557,35
211,61
0
0
0
0
0
0
0
0
0
121,3
2666,45
320,71
0
0
0
0
0
0
0
0
0
121,3
2666,45
320,71
0
0
0
0
0
0
0
0
0
9,94
2777,8
432,07
0
0
0
0
0
0
0
0
0
COMPOSICIÓN
ETANOL
AGUA
ETILENO
DIETILETER
ACETALDEHIDO
HIDROGENO
ETANO
PROPILENO
BUTENO
CO
CO2
ETANO
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
Caudal molar
Caudal másico
Caudal volumétrico
Temperatura
Presión
Fracción vapor
Fracción líquido
kmol/h
kg/h
m3/h
ºC
Bar
527,09
527,09
527,09 2787,75 2892,18 2892,18 2999,36 2999,36 3108,46 3108,46 3219,82
21895,88 21895,88 21895,88 62622,22 62622,22 62622,22 62622,22 62622,22 62622,22 62622,22 62622,22
26,81
26,84
1701,78 15659,02 15496,13 16245,6 16047,66 16847,68 16614,23 17460,48 17188,68
20
20,54
154
470
435,72
470
434,71
470
433,98
470
433,13
1
11
11
11
11
11
11
11
11
11
11
0
0
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
0
0
0
0
0
0
0
0
0
44
111
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
COMPOSICIÓN
ETANOL
AGUA
ETILENO
DIETILETER
ACETALDEHIDO
HIDROGENO
ETANO
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
4,19
2781,46
432,07
0,11
0,99
0,8
1,18
4,19
2781,46
432,07
0,11
0,99
0,8
1,18
4,19
2781,46
432,07
0,11
0,99
0,8
1,18
4,19
2781,46
432,07
0,11
0,99
0,8
1,18
4,19
2781,46
432,07
0,11
0,99
0,8
1,18
4,19
2781,46
432,07
0,11
0,99
0,8
1,18
4,19
2781,46
432,07
0,11
0,99
0,8
1,18
2,82
396,03
432,02
0,11
0,94
0,8
1,18
1,37
2385,43
0,05
0
0,05
0
0
9,73
6766,69
0,15
0
0,15
0
0
3,98
2769,18
0,06
0
0,06
0
0
PROPILENO
BUTENO
CO
CO2
ETANO
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
1,75
0,11
0,03
0,48
0,51
1,75
0,11
0,03
0,48
0,51
1,75
0,11
0,03
0,48
0,51
1,75
0,11
0,03
0,48
0,51
1,75
0,11
0,03
0,48
0,51
1,75
0,11
0,03
0,48
0,51
1,75
0,11
0,03
0,48
0,51
1,63
0,09
0,03
0,48
0,51
0,12
0,02
0
0
0
0,37
0,1
0
0
0
0,15
0,04
0
0
0
Caudal molar
Caudal másico
Caudal volumétrico
Temperatura
Presión
Fracción vapor
Fracción líquido
kmol/h
kg/h
m3/h
ºC
Bar
3223,69 3223,69 3223,69 3223,69 3223,69 3223,69 3223,69
836,64
62622,22 62622,22 62622,22 62622,22 62622,22 62622,22 62622,22 19574,62
17208,63 189295 182383,7 133767,9 125015,2 98829,02 24611,3 24565,44
433,1
433,1
407,31
225,93
193,28
95,58
80
80
11
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
0,26
1
0
0
0
0
0
0
0,74
0
45
2387,05
43047,6
45,86
80
1
0
1
6777,19 2773,48
122384,1 50084,07
130,39
53,36
79,55
79,55
1
1
0
0
1
1
22
23
24
25
26
27
28
29
30
31
32
0,21
12,28
432,01
0,11
0,93
0,8
1,18
1,6
0,07
0,03
0,48
0,51
0,21
12,28
432,01
0,11
0,93
0,8
1,18
1,6
0,07
0,03
0,48
0,51
0,21
12,28
432,01
0,11
0,93
0,8
1,18
1,6
0,07
0,03
0,48
0,51
0,19
6,04
432,01
0,11
0,92
0,8
1,18
1,6
0,07
0,03
0,48
0,51
0,19
6,04
432,01
0,11
0,92
0,8
1,18
1,6
0,07
0,03
0,48
0,51
0,19
6,04
432,01
0,11
0,92
0,8
1,18
1,6
0,07
0,03
0,48
0,51
0,16
1,91
432
0,11
0,91
0,8
1,18
1,58
0,07
0,03
0,48
0,51
0,16
1,91
432
0,11
0,91
0,8
1,18
1,58
0,07
0,03
0,48
0,51
0,16
1,91
432
0,11
0,91
0,8
1,18
1,58
0,07
0,03
0,48
0,51
COMPOSICIÓN
ETANOL
AGUA
ETILENO
DIETILETER
ACETALDEHIDO
HIDROGENO
ETANO
PROPILENO
BUTENO
CO
CO2
ETANO
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
5,75
3997,51
0,09
0
0,09
0
0
0,22
0,06
0
0
0
5,75
3997,51
0,09
0
0,09
0
0
0,22
0,06
0
0
0
Caudal molar
Caudal másico
Caudal volumétrico
Temperatura
Presión
Fracción vapor
Fracción líquido
kmol/h
kg/h
m3/h
ºC
Bar
4003,71
72300
77,03
79,55
1
0
1
439,75
439,75
4003,71 450,21
450,21
450,21
443,94
443,94
443,94
439,75
72300 12538,15 12538,15 12538,15 12424,28 12424,28 12424,28 12347,13 12347,13 12347,13
368,33
72,46 11068,56 4625,01 3601,22 3601,1 1497,22 1148,07 1147,99 477,01
118,25
30
20
22,55
110,77
30
30
118,49
30
30
30
30
1
1
3,11
3,11
3,11
9,65
9,65
9,65
1
1
0
1
1
0,99
1
1
0,99
1
0
0
1
0
0
0,01
0
0
0,01
0
46
33
34
35
36
37
38
39
40
41
0,13
0
432
0,11
0,89
0,8
1,18
1,57
0,06
0,03
0
0,51
0,13
0
432
0,11
0,89
0,8
1,18
1,57
0,06
0,03
0
0,51
0
0
0
0
0
0,8
0
0
0
0,03
0
0,51
0
0
432
0
0
0
0,24
0
0
0
0
0
0,13
0
0
0,11
0,89
0
0,94
1,57
0,06
0
0
0
1,34
10,70
0,967
-13,4
30
1
0
432,24
12126,44
30,57
-13,4
30
0
1
3,71
151,67
0,13
64,2
30
0
1
GENVAP1 GENVAP2
COMPOSICIÓN
ETANOL
AGUA
ETILENO
DIETILETER
ACETALDEHIDO
HIDROGENO
ETANO
PROPILENO
BUTENO
CO
CO2
ETANO
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
0,13
0,59
432
0,11
0,89
0,8
1,18
1,57
0,06
0,03
0,48
0,51
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0,48
0
0,13
0,59
432
0,11
0,89
0,8
1,18
1,57
0,06
0,03
0
0,51
0
0,59
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
Caudal molar
Caudal másico
Caudal volumétrico
Temperatura
Presión
Fracción vapor
Fracción líquido
kmol/h
kg/h
m3/h
ºC
Bar
438,37
12320,67
368,3
30
30
1
0
0,48
21,15
0,4
30
30
1
0
437,89
12299,53
367,9
30
30
1
0
0,59
10,71
0,01
30
30
0
1
437,3
437,3
12288,82 12288,82
367,4
208,11
30
-9
30
30
1
0
0
1
47
0
2260,66
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
2260,66
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
2260,66 2260,66
40726,34 40726,34
40,78
40,79
20
20,33
1
11
0
0
1
1
GENVAP3 GENVAP4
REC1
REC2
REC3
REC4
REC5
REC6
REC7
ENF1
ENF2
COMPOSICIÓN
ETANOL
kmol/h
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
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kmol/h
2260,66
2260,66
611,59
611,59
611,59
611,59
611,59
611,59
611,59
1110,17
1110,17
ETILENO
kmol/h
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
DIETILETER
kmol/h
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0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
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0
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0
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0
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0
0
0
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0
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0
0
0
0
0
0
0
0
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0
0
0
0
0
0
0
0
ETANO
kmol/h
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
Caudal molar
kmol/h
2260,66
2260,66
611,59
611,59
611,59
611,59
611,59
611,59
611,59
1110,17
1110,17
Caudal másico
kg/h
40726,34 40726,34
11018
11018
11018
11018
11018
11018
11018
20000
20000
Caudal volumétrico
3
m /h
43,89
15737,44
11,37
12,5
6894,3
9714,85
13,43
11,36
11,36
20,12
21,19
Temperatura
ºC
90,82
647,86
50,07
133,6
133,6
300
133,6
50
50
25
75,43
Presión
Bar
11
11
3
3
3
3
3
3
1
1
1
Fracción vapor
0
1
0
0
1
1
0
0
0
0
0
Fracción líquido
1
0
1
1
0
0
1
1
1
1
1
48
ENF3
ENF4
ENF5
ENF6
ENF7
ENF8
ENF9
ENF10
WC1
WC2
WC3
COMPOSICIÓN
ETANOL
AGUA
ETILENO
DIETILETER
ACETALDEHIDO
HIDROGENO
ETANO
PROPILENO
BUTENO
CO
CO2
ETANO
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
kmol/h
0
0
49957,59 49957,59
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
832,63
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
832,63
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
832,63
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
832,63
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
832,63
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
832,63
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0
0,02
6,24
0
0
0,01
0
0
0,01
0
0
0
0
0,03
4,13
0
0
0,01
0
0
0,01
0
0
0
0
0,03
1,31
0
0
0,01
0
0
0,01
0
0
0
0
Caudal molar
Caudal másico
Caudal volumétrico
Temperatura
Presión
Fracción vapor
Fracción líquido
kmol/h
kg/h
m3/h
ºC
Bar
49957,59 49957,59
900000
900000
905,47
931,62
25
53,47
2
2
0
0
1
1
832,63
15000
15,02
20
1
0
1
832,63
15000
15,53
53,72
1
0
1
832,63
15000
15,02
20
1
0
1
832,63
15000
15,55
54,85
1
0
1
832,63
15000
15,02
20
1
0
1
832,63
15000
15,51
52,53
1
0
1
6,27
113,87
0,12
30
3,11
0
1
4,19
77,15
0,08
30
9,65
0
1
1,38
26,45
0,03
30
30
0
1
49
C1H1
C2H1
C3H1
C4H1
C5H1
C1H2
C2H2
C3H2
C4H2
C5H2
COMPOSICIÓN
METANO
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0
0
0
0
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0
0
0
0
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0
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61,06
0
0
0
572,4
572,4
0
0
NITRÓGENO
kmol/h
0
229,7
229,7
229,7
229,7
0
2153,31
2153,31
2153,31
2153,31
DIOXIDO DE CARBONO kmol/h
0
0
0
30,53
30,53
0
0
0
286,2
286,2
AGUA
kmol/h
0
0
0
61,06
61,06
0
0
0
572,4
572,4
Caudal molar
kmol/h
30,53
290,76
290,76
321,29
321,29
286,2
2725,71
2725,71
3011,91
3011,91
Caudal másico
kg/h
488,42
8420,41
8420,41
8908,83
16840,82
4579,2
78588
78589
83167,2
157177
Temperatura
ºC
25
25
349,8
450
200
25
25
349,8
450
200
Consumo de materias primas
Etanol 93%p/p
Agua
Gas natural
Consumo de electricidad
kg/h
kg/h
kg/h
BETANOL
BOMB1
BOMB2
C1
C2
C3
21895,88
137226,31
5037,62
Consumo Refrigerante
Refrigeración TORREABS
Refrigeración criogénica
GWh
GWh
39,86
3,91
50
MWh
MWh
MWh
MWh
MWh
MWh
96,10
146,05
7,60
4496,38
4535,68
4491,76